MXPA03009582A

MXPA03009582A - Produccion de gnl en plantas criogenicas de procesamiento de gas natural.

Info

Publication number: MXPA03009582A
Application number: MXPA03009582A
Authority: MX
Inventors: T Cuellar Kyle
Original assignee: Elk Corp
Priority date: 2001-04-20
Filing date: 2002-04-15
Publication date: 2004-12-06
Also published as: BR0208981B1; AR033222A1; CA2443905C; BRPI0208981A8; BR0208981A; AU2002307315B2; CA2443905A1; CN1518656A; NO20034658L; CN100417903C; WO2002086404A1; EG23386A; MY128239A; JP2004534116A; NO20034658D0; EP1387992A4; US6526777B1; EP1387992A1; PE20030210A1; NZ528879A

Abstract

Se presenta un proceso para licuar gas natural en combinacion con el procesamiento del gas natural para recuperar liquidos de gas natural (LGN). En el proceso, la corriente de gas natural a licuar es tomada de una de las corrientes en la planta de recuperacion de LGN y enfriada bajo presion para su condensacion. Una corriente de destilacion es tomada de la planta de recuperacion de LGN para proporcionar una parte del enfriamiento requerido para condensar la corriente de gas natural. La corriente de gas natural condensada es expandida (14) a una presion intermedia y suministrada a un punto de alimentacion a media columna en la columna de destilacion (17). El producto de fondo (41) de la columna de destilacion (17) contiene de manera preferente la mayoria de los hidrocarburos mas pesados que el metano que reducirian de otra forma la pureza del gas natural licuado, y es dirigido hacia la planta de recuperacion de LGN de tal manera que estos hidrocarburos mas pesados puedan ser recuperados en el producto de LGN.

Description

i PRODUCCIÓN DE GNL EN PLANTAS CRIOGÉNICAS DE PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Esta invención se refiere a un método para procesar gas natural para producir gas natural licuado (GNL) que tiene una alta pureza de metano. En particular, esta invención es muy adecuada para la coproducción de GNL por integración en planta de procesamiento de gas natural que recuperan líquidos de gas natural (LGN) y/o gas licuado de petróleo (GLP) utilizando un proceso criogénico. El gas natural es recuperado típicamente de pozos perforados en depósitos subterráneos. Tiene habitualmente una proporción mayor de metano, es decir, el metano conforma por lo menos 50 por ciento molar del gas. Según 'el depósito subterráneo particular, el gas natural contiene también cantidades relativamente menores de hidrocarburos más pesados como por ejemplo etano, propano, butanos, pentanos y similares, así como agua, hidrógeno, nitrógeno, dióxido de carbono y otros gases . La mayor parte del gas natural se maneja en forma gaseosa. El medio más común para transportar el gas natural a partir de la cabeza de pozo hasta las plantas de procesamiento de gas y de ahí hasta los" consumidores de gas natural es en líneas de ductos de transmisión de gas de alta presión. En numerosas circunstancias, sin embargo, ha sido necesario y/o deseable licuar el gas natural ya sea para transporte o para uso. En ubicaciones remotas, por ejemplo, frecuentemente no hay una infraestructura de línea de' ductos que permitirían un transporte cómodo del gas natural al mercado. En tales casos, el volumen específico mucho menor de GNL en comparación con el gas natural en estado gaseoso puede reducir en gran medida los costos de transporte permitiendo el suministro de GNL utilizando buques de carga y camiones de transporte. Otra circunstancia que favorece la licuefacción de gas natural es para su uso como combustible para vehículo a motor. En grandes áreas metropolitanas, existen flotillas de autobuses, taxis, y camiones de carga que podrían ser impulsados por GNL si se pudiera contar con una fuente económica de GNL disponible. Tales vehículos impulsados por GNL producen una contaminación atmosférica considerablemente menor debido a la naturaleza de combustión limpia del gas natural en comparación con vehículos similares impulsados por motores de gasolina y motores de tipo diesel que queman hidrocarburos de peso molecular más alto. Además, si el GNL es de alta pureza (es decir, con una pureza de metano de 95% molar o más) , la cantidad de dióxido de carbono (un "gas de efecto invernadero") producida es considerablemente menor debido a la proporción carbono : hidrógeno más baja para el metano en comparación con todos los demás combustibles de hidrocarburo.

La presente invención se enfoca en general a la licuefacción de gas natural como co-producto en una planta de procesamiento de gas criogénica que produce también líquidos de gas natural (LGN) tales como etano, propano, butanos, y componentes de hidrocarburo más pesados. Un análisis típico de una corriente de gas natural a procesar de conformidad con esta invención sería, en porcentaje molar aproximado, 92.6% de metano, 4.7% de etano y otros componentes de C=, 1.0% de propano y otros componentes de C3, 0.2% de iso-butano, 0.21 de butano normal, 0.1% de pentanos plus, con el resto formado por nitrógeno y dióxido de carbono. Gases que contienen azufre están también presentes a veces. Existen numerosos métodos conocidos para licuar el gas natural. Por ejemplo, véase Finn, Adrián J., Grant L. Johnson, y Terry R. Tomlinson, "GNL Technology for Offshore and Mid-Scale Plants" Proceedings of the Seventy-Ninth Annual Convention of the' Gas Processors Association, pp 429-450, Atlanta, Georgia, Marzo 13-15, 2000 para una reseña de numerosos procesos de este tipo. Las Patentes Norteamericanas Nos. 5, 363, 655; 5, 600,969; y 5,615,561 describen también procesos relevantes. Estos métodos incluyen generalmente pasos en los cuales el gas natural es purificado (por remoción de agua y compuestos problemáticos tales como bióxido de carbono y compuestos de azufre) , enfriado, condensado y expandido. El enfriamiento y la condensación del gas natural pueden lograrse de muchas formas diferentes. Una "refrigeración en cascada" emplea el intercambio de calor del gas natural con varios refrigerantes que tienen puntos de ebullición sucesivamente más bajos tales como propano, etano, y metano. Como alternativa, este intercambio de calor puede lograrse empleando un solo refrigerante mediante la evaporación del refrigerante a niveles de presión diferentes. La "refrigeración de componentes múltiples" emplea un intercambio de calor del gas natural con un suelo fluido refrigerante que consiste de varios componentes refrigerantes en lugar de varios refrigerantes de un solo componente cada uno. La expansión del gas natural puede lograrse tanto en forma isentálpica (utilizando la expansión de Joule-Thompson, por ejemplo) e isentrópica (utilizando una turbina de expansión de trabajo, por ejemplo). Mientras que cualquiera de estos métodos puede emplearse para proporcionar GNL de grado vehicular, el capital y el costo de operación asociados con estos métodos han hecho que la instalación de tales plantas no sea económica. Por ejemplo, los pasos de purificación requeridos para remover agua, dióxido de carbono, compuestos de azufre, etc. a partir del gas natural antes de la licuefacción representan costos de capital y de operación considerables en tales plantas impulsores para los ciclos de refrigeración empleados. Esto ha llevado a los inventores a investigar la factibilidad de integrar la producción de GNL en plantas criogénicas de procesamiento de gas utilizadas para recuperar LGN del gas natural. Dicho método de producción de GNL integrado eliminaría la necesidad de instalaciones de purificación de gas separada e impulsores de compresión de gas. Además, el potencial para integrar el enf iamiento/condensación para la licuefacción de GNL con el enfriamiento de proceso requerido para la recuperación de LGN podría provocar mejoras importantes en cuanto a eficiencia en el método de licuefacción de GNL. De conformidad con la presente invención, se ha encontrado que GNL con una pureza de metano mayor que 99% puede ser co- producido a partir de una planta de recuperación de LGN criogénica sin incrementar sus reque imientos de energía y sin reducir el nivel de recuperación de LGN. La presente invención, aún cuando es aplicable a presiones más bajas y a temperaturas más elevadas, es especialmente provechosa cuando se procesan gases de alimentación dentro de un' rango de 2, 658 a 10,342 kPa(a) [400 a 1500 psia] o más bajo condiciones que requieren de temperaturas de parte superior de columna de recuperación de LGN de -46°C [-50°F] o menores. Para una mejor comprensión de la presente invención, se hace referencia a los ejemplos siguientes y a los dibujos ¦ adjuntos. Con referencia a los dibujos: La Figura 1 es un diagrama de flujo de una planta criogénica de procesamiento de gas natural de la técnica anterior de conformidad con la Patente Norteamericana No. 4,278,457; La Figura 2 es un diagrama de flujo de dicha planta criogénica de procesamiento de gas natural cuando es adaptada para la coproducción de GNL de conformidad con un proceso de la técnica anterior; La Figura 3 es un diagrama de flujo de dicha planta criogénica de procesamiento de gas natural adaptada para la coproducción de GNL utilizando un proceso de la técnica anterior de conformidad con la Patente Norteamericana No. 5, 615, 561; La Figura 4 es un diagrama de flujo- de dicha planta criogénica de procesamiento de gas natural adaptada para la coproducción de GNL de conformidad con la presente invención; La Figura 5 es un diagrama de flujo que ilustra un medio alternativo de aplicación de la presente invención para la coproducción de GNL a partir de dicha planta criogénica de procesamiento de gas natural. La Figura 6 es un diagrama de flujo que ilustra un medio alternativo de aplicación de la presente invención para la coproducción de GNL a partir de dicha planta criogénica de procesamiento de gas natural; La Figura 7 es 'un diagrama de flujo que ilustra un medio alternativo para aplicar la presente invención para la coproducción de GNL a partir de dicha planta criogénica de procesamiento de gas natural; y La Figura 8 es un diagrama de flujo que ilustra un medio alternativo para aplicar la presente invención para la coproducción de GNL a partir de dicha planta criogénica de procesamiento de gas natural. En la siguiente explicación de las figuras arriba, se proporcionan tablas que resumen los regímenes de flujo calculados para condiciones de procesamiento representativas. En las tablas que aparecen a continuación, los valores para los regímenes de flujo (en moles por hora) han sido redondeados · al número entero más cercano para mayor comodidad. Los regímenes de flujo totales mostrados en las tablas incluyen todos los componentes no hidrocarburo y por consiguiente son generalmente mayores que la suma de los regímenes de flujo de corriente para los componentes de hidrocarburo. Las temperaturas indicadas son valores aproximados redondeados al grado más cercano. Se observará que los cálculos de diseño de procesamiento efectuados para el propósito de comparar los procesos ilustrados en las figuras se basan en la consideración que no se fuga calor desde las zonas aledañas al proceso ni hacia dichas zonas aledañas. La calidad de los materiales aislantes comercialmente disponibles hace que se ' trate de una consideración muy razonable y una consideración generalmente efectuada por las personas con conocimientos en la materia.

Para mayor comodidad, los parámetros de proceso son reportados tanto en unidades Británicas tradicionales como en las unidades del Sistema Internacional de Unidades (SI). Los regímenes de flujo molares proporcionados en las tablas pueden ser interpretados ya sea como libra moles por hora o bien kilogramo-moles por hora. Los consumos de energía reportados como caballo de fuerza (HP) y/o miles de Unidades Térmicas Británicas por hora (MBTU/H) corresponden a los regímenes de flujo molares establecidos en libra moles por hora. Los consumos de energía reportados como kilo atts (kW) corresponden a los regímenes de flujo molares establecidos en kilogramo-moles por hora. Los regímenes de producción de GNL reportados como galones por día (galones/D) y/o libras por hora (Lbs/hora) corresponden a los regímenes de flujo molares establecidos en libra moles por hora. Los regímenes de producción de GNL reportados como metros cúbicos por hora (mVH) y/o kilogramos por hora (kg/H) corresponden a los regímenes de flujos molares establecidos en kilogramo-moles por hora. DESCRIPCIÓN DE LA TÉCNICA ANTERIOR Con referencia ahora a la Figura 1, para propósitos de comparación, empezamos con un ejemplo de una planta de recuperación de LGN que no coproduce GNL. En esta simulación de . una planta de recuperación de LGN de la técnica anterior de conformidad con la Patente Norteamericana No. 4,278,457, el gas de entrada penetra en la planta a una temperatura de 32°C [90°F] y 5,102 kPa(a) [740 psia] como corriente 31. Si el gas de entrada contiene una concentración de dióxido de carbono y/o compuestos de azufre que pudiera impedir que las corrientes de producto cumplieran con las especificaciones, estos compuestos son removidos por un tratamiento previo apropiado del gas de alimentación (no ilustrado) . Además, la corriente de alimentación es habitualmente deshidratada para evitar la formación de hidrato (hielo) en condiciones criogénicas. Para este propósito se ha utilizado típicamente un desecante sólido. La corriente de alimentación 31 es enfriada en el intercambiador de calor 10 mediante intercambio de calor con vapor de cabeza del desmetanizador frió a una temperatura de -55QC [-66°F] (corriente 36a), producto líquido de fondo a. 13°C [56°F] (corriente 41a) a partir de la bomba de fondos de desmetanizador 18, líquidos de re-hervidor de desmetanizador a una temperatura de 2°C [36°F] (corriente 40), y líquidos de re-hervidor de lado de desmetanizador a -37 °C [-35°F] (corriente 39) . Obsérvese que en todos los casos el intercambiador de calor 10 es representativo ya sea de múltiples intercambiadores de calor individuales o bien de un solo intercambiador de calor de pasajes múltiples, o bien cualquier combinación de los mismos. (La decisión en cuanto al uso de más que un intercambiador de calor para los servicios de enfriado indicado dependerá de numerosos factores que incluyen, sin limitarse a estos ejemplos, el régimen de flujo de gas de entrada, el tamaño del Íntercambiador de calor, las temperaturas de corriente, etc.) La corriente enfriada 31a penetra en el separador 11 a una temperatura de -42°C [-43°F] y 4,999 kPa(a) [725 psia] en donde el vapor (corriente 32) es separado del líquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) proveniente del separador 11 es dividido en dos corrientes, 33 y 34. La corriente 33, que contiene aproximadamente 27% del vapor total, pasa a través del intercambiador de calor 12 en una relación de intercambio de calor con . la corriente de vapor de cabeza de desmetanízador 36, lo que resulta en un enfriamiento y condensación sustancial de la corriente 33a. La corriente sustancialmente condensada 33a a una temperatura de -97°C [-142 °F] es después expandida instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiada como por ejemplo una válvula de expansión 13, a la presión de operación (aproximadamente 2,206 kPa(a) [320 psia]) de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión una parte de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total. En el proceso ilustrado en la Figura 1, la corriente expandida 33b sale de la válvula de expansión 13 alcanza una temperatura de -103°C [-153°F], y es suministrada a la sección de separador 17a en la región superior de la torre de fraccionamiento 17. Los líquidos separados ahí se vuelven la alimentación superior hacia la sección de desmetanización 17b. El 73% restante de vapor proveniente del separador 11 (corriente 34) penetra en una máquina de expansión de trabajo 14 en donde la energía mecánica es extraída a partir de esta porción de la alimentación de alta presión. La máquina 14 expande el vapor sustancialmente de manera isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 4,999 kPa(a) [725 psia] a la presión de operación de la torre, con la expansión de trabajo enfriando la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente -77°C [107°F] . Los expansores comercialmente disponibles típicos pueden recuperar entre 80 y 85% del trabajo teóricamente disponible en una expansión isentrópica ideal. El trabajo recuperado es f ecuentemente utilizado para impulsar un compresor centrífugo (como por ejemplo elemento 15), que puede ser utilizado para re-comprimir el gas residual (corriente 38), por ejemplo. La corriente expandida y parcialmente condensada 34a es suministrada como alimentación a la columna de destilación en un punto intermedio. El líquido de separador (corriente 35) es expandida tanfbién a la presión de operación de la torre por la válvula de expansión 16, corriente de enfriamiento 35a a una temperatura de -58°C [-72°F] antes de su suministro al desmetanizador en la torre de fraccionamiento 17 en un punto de alimentación a media columna inferior. El desmetanizador en la torre de fraccionamiento 17 es una columna de destilación convencional que contiene varios platos espaciados verticalmente, uno o varios lechos empaquetados, o cualquier combinación de platos y empaquetadura. Como es frecuentemente el caso en las plantas de procesamiento de gas natural, la torre de fraccionamiento puede consistir de dos secciones. El sección superior 17a es un separador en donde la alimentación superior parcialmente vaporizada es dividida en sus porciones respectivas de vapor y liquido, y -en donde el vapor que se eleva a partir de la sección de destilación inferior o desmetanizacion 17b se combina con la porción de vapor de la alimentación superior para formar el vapor de parte superior de desmetanizador frío (corriente 36) que sale en la parte superior de la torre a una temperatura de -101°C [-150°F] . La sección de desmetanizacion 17b inferior contiene los platos y/o empaquetadura y/o proporciona el contacto necesario entre los líquidos en proceso de descenso y los vapores en proceso de elevación. La sección de desmetanizacion incluye también rehervidores que calientan y vaporizan una porción de los líquidos que fluyen hacia abajo por la columna para proporcionar los vapores de depuración que fluyen hacia arriba 'con la columna.

La corriente de producto liquido 41 sale del fondo de la torre a ,una temperatura de 10°C [51 °F] con base en una especificación típica de una proporción entre metano y etano de 0.028:1 en una base molar en el producto de fondo. La corriente es bombeada a aproximadamente 4,482 kPa (a) [650 psia] (corriente 41a) en la bomba 18. La corriente 41a, ahora a una temperatura de 13°C [56°F] es calentada a una temperatura de 29°C [85°F] (corriente 41b) en el intercambiador de calor 10 conforme proporciona enfriamiento a la corriente 31. (La presión de descarga de la bomba es habitualmente ajustada por el destino final del producto líquido. En general, el producto líquido fluye hacia almacenamiento y la presión de descarga de bomba es ajustada para evitar la vaporización de la corriente 41b conforme es calentada en el intercambiador de calor 10) . El vapor de parte superior de desmetanizador (corriente 36) pasa a contracorriente del gas de alimentación entrante en el intercambiador de calor 12 en donde es calentado a una temperatura de -55°C [-66°F] (corriente 36a) , y el intercambiador de calor 10 en donde es calentado a una temperatura de 20°C [68°F] (corriente 36b) . Una porción del vapor de parte superior de desmetanizador calentado es extraído para servir como gas combustible (corriente 37) para la planta, con el resto volviéndose el gas residual (corriente 38) . (La cantidad de gas combustible que debe retirarse es determinada en gran parte por el combustible requerido para los motores y/o turbinas que impulsan los compresores del gas en la planta, por ejemplo, el compresor 19 en este ejemplo) . El gas residual re-comprimido en dos etapas. La primera etapa es el compresor 15 impulsado por la maquina de expansión 14. La segunda etapa es el compresor 19 impulsado por una fuente de energía suplementaria que comprime el gas residual (corriente 38b) a la presión de línea de venta. Después del enfriamiento a 49°C [120°F] en el enfriador de descarga 20, el producto de gas residual (flujo 38c) fluye hacia la línea de ducto de gas de venta a 5,102 kPa(a) [740 psia] , que es suficiente para satisfacer los requerimientos de línea (habitualmente del orden de la presión de entrada) . Un resumen de los regímenes de flujo de vapor y consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 1 se muestra a continuación en la tabla siguiente : TABLA I (FIG. 1) Resumen de flujo de corriente - kg moles/Hr [Libra Moles/Hr] Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 16,105 766 265 150 17,440 [35, 73] [1, 689] [585] [331] [38,432] 32 15,985 4,737 226 82 17,184 [35,210] [1,614] [489] [180] [37,851] 5 119 34- 39 68 263 [263] [75] [87] [151] [580] 3 4,316 198 61 22 4, 640 "[9,507] [436] [134] [49] . [10,220] 34 11, 670 535 165 60 12,544 [25, 704] [1,178] [363]-- [132] [27, 631] 36 16,086 96 3 0 16, 321 [35, 32] [211] [6] [0] [35,951] 37 241 1 0 0 245 [531] [3] [0] [0] [539] 38 15, 845 94 3 0 16, 677 [34, 01] [208] [6] [0] [35,412] 41 19 671 262 150 1, 126 [41] .[1,478] [578] [330] [2,481] Recuperaciones* Etano 87.52% Propano 98.2% Butanos-)- 99.89% Potencia Compresión de gas residual [14,517 HP] 23,866 kW * (Con base en regímenes de flujo no redondeados) La figura 2 muestra una forma en la cuál ' la planta de recuperación de LGN en la figura 1 puede adaptada para la coproducción de GNL, en este caso con aplicación de un proceso de la técnica anterior para la producción de GNL similar al descrito por Price (Price, Brian C. "LGN Convention for Peak S aving Operations", Proceedings of the Seventy-Eighth Annual Convention of the Gas Processors Association, páginas 273- 280, Atlanta, Georgia, Marzo 13-15, 2000) . La composición de gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la figura 2 son iguales a la composición de las condiciones en la figura 1. En este ejemplo y en todos los ejemplos siguientes, la simulación se basa en la coproducción de 417 nrVD [50, 000 galones/D] nominal de GNL, con el volumen GNL medido en condiciones de flujo (no estándares) . En la simulación del proceso de la figura 2, el enfriamiento del gas de entrada, la separación y el esquema de expansión para la planta de recuperación de LGN es exactamente igual que lo utilizado en la figura 1. En este caso, el vapor de parte superior de desmetani ador enfriado y comprimido (corriente 38c) producido por la planta de recuperación de LGN es dividido en dos porciones. Una porción (corriente 42) es el gas residual para la planta y es dirigida hacia la linea de ductos de gas de venta. La otra porción (corriente 71) se vuelve la corriente de alimentación para la planta de producción de GNL. El gas de entrada de la planta de recuperación de LGN ' (corriente 31) no fue tratada para remoción con dióxido de carbono antes del procesamiento. Aún cuando la concentración de dióxido de carbono en el gas de entrada (aproximadamente 0.5 molar) no crea ningún problema de operación para la planta de recuperación de LGN, una fracción importante de este dióxido de carbono saldrá de la planta en el vapor de parte superior del desmetanizador (corriente 36) y contaminará subsecuentemente la corriente de alimentación de para la sección de producción GNL (corriente 71) . La concentración de dióxido de carbono en esta corriente es de aproximadamente 0.4 ¾ molar, muy por encima de la concentración que puede ser tolerada por este proceso de la técnica anterior (aproximadamente 0.005 5 molar). Por consiguiente, la corriente de alimentación 71 debe ser procesada en la sección de remoción de dióxido de carbono 50 antes de penetrar en la sección de producción de GNL para evitar problemas de operación a partir de la congelación del dióxido de carbono. Aún cuando existen muchos procesos diferentes que pueden ser utilizados para la remoción de dióxido de carbono, muchos de ellos causan que la corriente de gas tratada se vuelva parcial o totalmente saturada con agua. Puesto que el agúa en la corriente de alimentación causaría también problemas de congelación en la sección de producción de GNL, es muy probable que la sección de remoción de dióxido cíe. carbono 50 deba incluir también la deshidratación de la . corriente gaseosa después de tratamiento.

El gas de alimentación tratado penetra en la sección de producción de GNL a una temperatura de 49°C [120°F] y una presión de 5,033 kPa(a) [730 psia] como corriente 72 y es enfriado en un intercambiador de calor 51 por intercambio de calor con una mezcla refrigerante a una temperatura de -163°C [-261 °F] (corriente 74b) . El propósito del intercambiador de calor 51 es enfriar la corriente de alimentación hasta una condensación sustancial y, de preferencia, sub-enfría la corriente con el objeto de eliminar cualquier vapor instantáneo generado en el paso de expansión subsecuente. Para las condiciones establecidas, sin embargo, la presión de corriente de alimentación se encuentra por encima de la cricondenbar, de tal manera que no se condensará líquido conforme la corriente es enfriada. En lugar de esto, la corriente enfriada 72a sale del intercambiador de calor 51 a una temperatura de -160°C [-256°F] en forma de un fluido de fase densa. (La cricondenbar es la presión máxima a la cuál puede existir una fase de vapor en un fluido de fases múltiples. En presiones por debajo de la cricondenbar, la corriente 72a saldría típicamente del intercambiador de calor 51 como una corriente de líquido su-enfriada. ) La corriente 72a penetra en una maquina de expansión de trabajo 52 en donde la energía mecánica es extraída a partir del vapor a alta presión. La maquina 52 expande el fluido en fase densa sustancialmente de manera isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 5,019 kPa (a) [528 psia] a la presión de almacenamiento de GNL (124 kPa(a) [18 psia]), ligeramente arriba de la presión atmosférica. La expansión de trabajo enfria la corriente expandida 72b a una temperatura de aproximadamente -160°C [-257°F], después de lo cuál es dirigida hacia el tanque de depósito de GNL 53 que contiene el producto de GNL (corriente 73) . Todo el enfriamiento para la corriente 72 se proporciona a través de un bucle de refrigeración de ciclo cerrado. El fluido de trabajo para este sitio es una mezcla de hidrocarburo y nitrógeno, con la composición de la mezcla ajustada según lo necesario para proporcionar la temperatura de refrigerante que se requiere mientras se condensa a una presión razonable utilizando el medio de enfriamiento disponible. En este caso, la condensación con aire ambiente ha sido considerada, de tal manera que una mezcla refrigerante que consiste de nitrógeno, metano, etano, propano e- hidrocarburos más pesados se utiliza en la simulación del proceso de la figura 2. La composición de la corriente en porcentaje molar aproximado, es 5.2% de nitrógeno, 24.6% de metano, 24.1% de etano, y 18.0% de propano, el resto formado de hidrocarburos más pesados. La corriente refrigerante 74 sale del condensador parcial 56 a una temperatura de 49°C [120°F] y bajo una presión de 965 kPa(a) [140 psia]. Penetra en el intercambiador de calor 51 y es condensada y después sub-enfriada a una temperatura de -160°C [-256° F] por una corriente de refrigeración instantánea 74b. La corriente liquida sub-enfriada 74a es expandida instantáneamente de manera isentálpica en válvula de expansión 54 de aproximadamente 951 kPa(a) [138 psia] a aproximadamente 179 kPa(a) [26 psia]. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total a -163°C [-261°F] (corriente 74b) . La corriente expandida instantáneamente 74b penetra de nuevo el intercambiador de calor 51 en donde proporciona el enfriamiento al gas de alimentación (corriente 72) y al liquido refrigerante (corriente 74) conforme es vaporizada y supercalentad . El vapor refrigerante supercalentado (corriente 74c) sale del intercambiador de calor 51 a una temperatura de 43 ° [110°F]-y fluye hacia el compresor de refrigerante 55, impulsado por una fuente de energía suplementaria. El compresor 55 comprime, el refrigerante a 1.000 kPa(a) [145 psia], por lo que la corriente comprimida 74d regresa al condensador parcial 56 para terminar el ciclo. Un resumen de los regímenes de flujo de corriente y consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 2 se presenta 'en la tabla siguiente: TABLA II ( FIG . 2) Resumen de flujo de corriente - kg moles/Hr [Lb. Moles/Hr] Corriente Metano Etano Propano Bu anos+ Total 31 16, 105 766 265 150 17, 448 [35,473] [1, 689] [585] [331] · [38, 432] 36 16, 086 95 3 0 16, 321 [35,432] [211] [6] [0] [35,951] 37 270 12 0 0 2,705 [596] [4] [0] [0] [605] 71 205 1 0 0 208 [452] [3] [0] [0] [459] 72 205 1 0 0 207 [452] [3] [0] [0] [457] 74 223 213' 169 255 908 [492] [481] [361] [562] [2, 000] 42 15, 610 93 3 0 15, 839 [34,384] [204] [6] [0] [34, 887] 41 19 671 262 150 1,126 [41] [1,478] [578] [330 [2,481] 73 210 1 0 0 206 [452] [3] [0] [0] [457] Recuperaciones* Etano 87.52% Propano 98.2% Butanos+ 99.89% GNL [50,043 galones/D] 414.4 MJ/D [7,397 LBS/H] 7,397 Kg/H Recuperaciones* Pureza de GNL 98.94¾ Potencia Compresión de gas residual [14,517 HP] 23,866 kW .

Compresión de refrigerante [2,282 HP] 3,752 kW Compresión de gas total [16,766 HP] 27,563 kW * (Con base en regímenes de flujo no redondeados) Como se estableció arriba, la planta de recuperación de LGN opera exactamente igual en el proceso de la figura 2 que en el proceso de la figura 1, de tal manera que los niveles de recuperación para etano, propano y butanos presentados en la tabla II son exactamente iguales a los presentados en la tabla I. La única diferencia significativa es la cantidad de gas de combustible de planta (corriente 37) utilizado en los dos procesos. Como se puede observar mediante la comparación de las tablas I y II, el consumo de gas combustible de planta es mayor en el caso del proceso de la figura 2 debido al consumo de energía adicional del compresor de refrigerante 55 (que se considera impulsado por un motor de gas o turbina) . Existe por consiguiente una cantidad correspondientemente menor de gas que penetra en el compresor de gas residual 19 (corriente 38a) , 'de tal manera que el consumo de energía de este compresor es ligeramente menor para el proceso de la figura 2 en comparación con el proceso de la figura 1.

El incremento neto en cuanto a potencia de compresión para el proceso de la figura 2 en comparación con. el proceso de la figura 1 es 3,697 kW [2,249 HP] , que se utiliza para producir 417 nrVD [50,000 galones/D] nominales de GNL. Puesto que la densidad de GNL varia considerablemente según las condiciones de almacenamiento, es más consistente evaluar el consumo de energía por masa unitaria de GNL. El régimen de producción de GNL es de 3, 355 kg/H [7, 397 Libras/H] en este caso, de tal manera que el consumo de energía específico para el proceso de la figura 2 es de 0.500 kW-H/kg [0.304 HP/libra] . Para esta adaptación del proceso de producción de GNL de la técnica anterior en donde el gas residual de planta de recuperación de GNL se utiliza como la fuente de gas de alimentación para la producción de GNL, no se ha incluido ninguna disposición para remover los hidrocarburos más pesados del gas de alimentación de GNL. Por consiguiente, todos los hidrocarburos más pesados presentes en el gas de alimentación se vuelven parte del producto de GNL, reduciendo la pureza (es decir, concentración de metano) del producto de GNL. Si se desea una pureza de GNL mayor, o bien si la fuente de gas de alimentación contiene concentraciones mayores de hidrocarburos más pesados (corriente de gas de entrada 31, por e emplo) , la corriente de alimentación 72 requeriría de ser retirada del intercambiador de calor 51 después del enfriamiento a una temperatura intermedia de tal manera que el liquido condensada pudiera ser separado, con el vapor no condensado regresando después al intercambiador de calor 51 para enfriamiento a la temperatura de salida final. Estos líquidos condensados contendrían de preferencia la mayoría de los hidrocarburos más pesados, junto con una fracción considerable de metano líquido que podría entonces ser vaporizado de nuevo y utilizado para suministrar la parte de los requerimientos de gas combustible de la planta. Desafortunadamente, esto significa que los componentes C2, los componentes C3, y los componentes de hidrocarburo más pesados removidos de la corriente de alimentación de GNL no podrían ser recuperados en el producto de LGN a partir de la planta de recuperación de LGN, y su valor como productos líquidos se perdería para el operador de la planta. Además, para corrientes de alimentación tales como la corriente, considerada en este ejemplo, la condensación de líquido a partir de la corriente de alimentación puede no ser posible debido a las condiciones de operación de proceso (es decir, operación a presiones por arriba de la cricondenbar de la corriente) , lo que significa que la remoción de los hidrocarburos más pesados no podría lograrse en tales casos. El proceso de la figura 2 es esencialmente una instalación de producción de ' GNL independiente que no apr.ovecha las corrientes de proceso ni el equipo en la planta de recuperación de LGN. La figura 3 muestra otra forma en la cuál la planta de recuperación de LGN en la figura 1 puede ser adaptada para la co-producción de GNL, en este caso por aplicación del proceso de la técnica anterior para la producción de GNL según en la patente norteamericana No. 5,615,561, que integra el proceso de producción de GNL con la planta 'de recuperación de LGN. La composición de gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la figura 3 son iguales que las composiciones de condiciones en el proceso presentado en la figuras 1 y 2. En la simulación del proceso de la figura 3, el esquema de enfriamiento, separación y expansión del gas de entrada para la planta de recuperación de LGN es esencialmente igual a lo utilizado en la figura 1. Las diferencias principales son en la disposición del vapor de parte superior de desmetanizador frió (corriente 36) y el vapor de parte superior de desmetanizador comprimido y (corriente 45c) producidos por la planta de recuperación de LGN. El gas de entrada penetra en la planta a una temperatura de 32°C [90°F] y una presión de 5,102 kPa(a) [640 psia] como corriente 31 y es enfriado en el intercambiador de calor 10 por intercambio de calor con el vapor de parte superior de desmetanizador fresco a una temperatura de -56°C [-69°F] (corriente 36b), producto de liquido de fondo a 9°C [48°F] (corriente 41a) a partir de la bomba de fondo de desmetanizador 18, líquidos de re-hervidor de desmetanizador a una temperatura de -3°C [26°F] (corriente 40) , y líquidos de re-hervidor de lado de desmetanizador a una temperatura de -46°C [-50°F] (corriente 39). La corriente enfriada 31a penetra en el separador 11 a una temperatura de -43°C [-46°F] y bajo una presión de 4,999 kPa(a) [725 psia] en donde el vapor (corriente 32) es separado del liquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) del separador 11 es dividido en una primera corriente 33 y una sequnda corriente 34 gaseosas. La corriente 33, que contiene aproximadamente 25 por ciento del vapor total pasa a través del intercambiador de calor 12 en una relación de intercambio de calor con la corriente de vapor de parte superior de desmetanizado frió 36a en donde es enfriada a una temperatura de -97 °C [-142 °F] . La corriente resultante sustancialmente condensada 33a es después expandida instantáneamente a través de una válvula de expansión 13 a la presión de operación (aproximadamente 2,006 kPa(a) [291 psia] de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento del vapor total. En el proceso ilustrado en la figura 3, la corriente expandida 33b que sale de la válvula de expansión 13 alcanza una temperatura de -105°C [-158°F] y es suministrada a la torre de fraccionamiento"' 17 como la alimentación de columna superior. La porción de vapor (si existe) de la corriente 33b se combina con los vapores que se elevan desde la etapa de fraccionamiento superior de la columna para formar la corriente 'de vapor de parte superior de desmetanizador 36, la cuál es retirada a partir de una región superior de la torre. Regresando a la segunda corriente gaseosa 34, los 75 por ciento restantes del vapor proveniente del separador 11 penetran en una maquina de expansión de trabajo 14 en donde la energía mecánica es extraída a partir de esta porción de la alimentación de alta presión. La maquina 14 expande el vapor sustancialmente de manera isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 4,999 kPa(a) [725 psia] a la presión de operación de la torre, con la expansión de trabajo enfriando la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente -82 °C [-116°F] . La corriente expandida y parcialmente condensada 34a es suministrada después como alimentación a la torre de fraccionamiento 17 en un punto ¦ intermedio. El líquido de separador (corriente 35) es expandida de la misma manera a la presión de operación de la torre mediante la válvula de expansión 16, enfriando la corriente 35a a una temperatura de -62°C [-80°F] antes de su suministro a la torre de fraccionamiento 17 en un punto de alimentación en media columna inferior. El producto líquido (corriente 41) sale del fondo de la torre 17 a una temperatura de 6°C [42°F] . Esta corriente es bombeada a una presión de aproximadamente 4,482 kPa(a) [650 psia] (corriente 41a) en la bomba 18 y calentada a una temperatura de 28°C [83°F] (corriente 41b) en el intercambiador de calor 10 proporcionando enfriamiento a la corriente 31. La corriente de vapor de destilación que forma la parte superior de la torre (corriente 36). sale del desmetanizador 17 a una temperatura de -103 °C [-15 °F] y es dividida en dos porciones. Una porción (corriente 43) es dirigida hacia el intercambiador de calor 51 en la sección de producción de GNL para proporcionar la mayoría del trabajo de enfriamiento en este intercambiador conforme es calentada a una temperatura de -41°C [-42°F] (corriente 43a) . La porción restante (corriente 42) evita el intercambiador de calor 51, con la válvula de control 21 ajusfando la cantidad de la porción de evita el intercambiador de calor con el objeto de regular el enfriamiento logrado en el intercambiador de calor 51. Las dos porciones se recombinan a una temperatura de -99°C [-146°F] para formar la corriente 36a, que pasa a contracorriente con relación al gas de alimentación entrante en el intercambiador de calor 12 en donde es calentada a una temperatura de -56°C [-69°F] (corriente 36b) y el intercambiador de calor 10 en donde es calentada · a una temperatura de 22°C [72°F] (corriente 36c). La corriente 36c se combina con el vapor instantáneo HP caliente (corriente 73a) proveniente de la sección de producción de GNL, formando la corriente 44 a una temperatura de 22°C [72 °F] . Una porción de esta corriente es retirada (corriente 37) para servir como parte de del gas combustible para la planta. El resto (corriente 45) es re-comprimido en dos etapas, el compresor 15 es impulsado por la maquina de expansión 14 y el compresor 19 es impulsado por una fuente de energía suplementaria, y enfriada a una temperatura de 49°C [120°F] en un enfriador de descarga 20. La corriente comprimida enfriada (corriente 45c) es después dividida en dos porciones. Una porción es el producto de gas residual (corriente 46) , que fluye hacia la línea de ductos de gas de venta a una presión de 5,102 kPa(a) [740 psia] . La otra porción (corriente 71) es la corriente de alimentación para sección de producción de GNL. El gas de entrada a la planta de recuperación de LGN (corriente 31) no fue tratado para remoción de dióxido de carbono antes del procesamiento. Aún cuando la concentración de dióxido de carbono en el gas de entrada (aproximadamente 0.5 por ciento molar) no crea ningún problema de operación para la planta de recuperación de LGN, una fracción-significativa de este dióxido de carbono saldrá de la planta en el vapor de parte superior de desme niz dor (corriente 36) y contaminará subsecuentemente la corriente de alimentación para la sección de producción de GNL (corriente 71) . La concentración de dióxido de carbono en esta corriente es de aproximadamente 0.4 por ciento molar, muy por encima de la- concentración que puede ser tolerada por este proceso de la técnica anterior (0.005 por ciento molar). Como en el caso del proceso de la figura 2, la corriente de alimentación 71 debe ser procesada en la sección de remoción de dióxido de carbono 0 (que puede también incluir la deshidratación de la corriente de gas tratada) antes de penetrar en la sección de producción -de GNL para evitar los problemas de operación causados por el congelamiento del dióxido de carbono. El gas de alimentación tratado penetra en la sección de producción de GNL a una temperatura de 49°C [120°F] y bajo una presión de 5,033 kPa(a) [730 psia] como corriente 72, y es enfriado en un intercambiador de calor 51 por intercambio de calor con vapor instantáneo LP a una temperatura de -129°C [-200°F] (corriente 75), vapor instantáneo HP a -109°C [-164°F] (corriente 73) , y una porción del vapor de parte superior de desmetanizador (corriente 43) a una temperatura de -103°C [-154 °F] a partir de la planta de recuperación de LGN. El propósito del intercambiador de calor 51 es enfriar la corriente de alimentación hasta la condensación sustancial, y de preferencia para sub-enfriar la corriente con el objeto de reducir la cantidad de vapor instantáneo generado en los pasos de expansión subsecuentes en la sección de enfriamiento de GNL. Para las condiciones establecidas, sin embargo, la presión de vapor de alimentación se encuentra por arriba de la' cricondenbar, de tal mánera que no se condense ningún liquido conforme la corriente es enfriada. En lugar de esto, la corriente enfriada 72a sale del intercambiador de calor 51 a una temperatura de -100°C [-148°F] en forma de un fluido en fase densa. En presiones por debajo de la cricondenbar, la corriente 72a saldría típicamente del intercambiador de calor 51 en forma de una corriente liquida condensada (y posiblemente sub-enfriada) . La corriente 72a es expandida e instantáneamente en forma sustancialmente isentálpica en válvula de expansión 52 a partir de una presión de aproximadamente 5,012 kPa(a) [727 psia] hasta la presión de operación de tambor instantáneo de HP 53, aproximadamente 1,924 kPa(a) [279 psia]. Durante la expansión, una parte de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total a -109°C [-164°F] (corriente 72b) . La corriente expandida instantáneamente 72b penetra después en el tambor instantáneo HP 53 en donde el vapor instantáneo HP (vapor 73) es separado y dirigido hacia el intercambiador de calor 51 de conformidad con lo descrito previamente. La presión de operación del tambor instantáneo HP es ajustado de tal manera que el vapor instantáneo HP calentado (corriente 73a) que sale del intercambiador de calor 51 se encuentre a una presión suficiente para permitir que se una al vapor de parte superior de desmetanizador calentado (corriente 36c) que sale de la planta de recuperación de LGN y es subsecuentemente comprimido por los compresores 15 y 19. El liqüido instantáneo HP (corriente 74) proveniente del tambor instantáneo HP 53 es expandido instantáneamente en forma sustancialmente isentálpica en válvulas de expansión 54 a partir de la presión de operación del tambor instantáneo HP a la presión de operación del tambor instantáneo LP 55, a aproximadamente 814 kPa(a) [118 psia] . Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total a -129°C [-200°F] (corriente 74a) . La corriente expandida instantáneamente 74a penetra después en el tambor instantáneo LP 55 en donde el vapor instantáneo LP (corriente 75) es separado y dirigido hacia el intercambiador de calor 51 de conformidad con lo descrito previamente. La presión de operación del tambor instantáneo LP es ajustada de tal manera que el vapor instantáneo LP calentado (corriente 75a) que sale del intercambiador de calor 51 esté a una presión-suficiente para permitir su uso como gas combustible de planta . El liquido instantáneo LP (corriente 76) proveniente del tambor instantáneo LP 55 es expandido instantáneamente en forma 'sustancialmente isentálpica en válvula de expansión 56 a partir de la presión de operación del tambor instantáneo LP a la presión de almacenamiento de GNL (124 kPa(a) [18 psia]), ligeramente . arriba de la presión atmosférica. ¦ Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total a una temperatura total de -159°C [-254°F] (corriente 76a) , después es dirigida hacia el tanque de depósito de GNL 57 en donde el vapor instantáneo que resulta de la expansión (corriente 77) es separado del producto de GNL (corriente 78) . El vapor instantáneo (corriente 77) proveniente del tanque de depósito de GNL 57 se encuentra a una presión excesivamente baja para que pueda utilizarse para gas combustible de planta, y es excesivamente frío para penetrar directamente en el compresor. Por consiguiente, es calentado primero a una temperatura de -34°C [-30°F] (corriente 77a) en el calentador 58, y después se utilizan los compresores 59 y 60 (impulsados por fuentes suplementarias de energía) para comprimir la corriente (corriente 77c) . Después del enfriamiento en un pos-enfriador 61, la corriente 77d a una presión de 793 kPa(a) [115 psia] es combinada con las corrientes 37 y 75a para volverse el gas combustible para la planta (corriente 79) . Un resumen de los regímenes de flujo de corriente y consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 3 se presenta en la tabla siguiente: Tabla III ' (FIG. 3) Resumen de flúj«o de corriente - kg moles/Hr [Lb. Moles/Hr] Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 16,105 767 205 150 17,448 [35, 473] [1, 689] [585] [331] [38, 432] 32 15, 960 726 219 75 17, 140 [35,155] [1,599] [482] [166] [37,751] 35 44 41 47 75 309 [318] [90] [103] [165] [681] 33 3, 926 178 54 19 4,216 [8, 648] [393] [119] [41] [9,287] 34 12,034 547 165 57 12, 923 [26,507] [1,205] [364] [125] [28, 464] 36 16, 086 95 2 0 16, 320 [35,432] [209] [5] [0] [35, 947] 43 1,287 8 0 0 1,306 [2,835] [17] [0] [0] [2, 876] 71 370 2 0 0 375 [815] [5] [0] [0] [827] 72 370 2 0 0 374 [815] [5] [0] [0] [824] 73 38 0 0 0 34 [85] [0] [0] [0] [86] 74 331 2 0 0 335 [730] [5] [0] [0] [738] 75 68 0 0 0 68 ¦ [150] [0] [0] [0] [151] 76 263 2 0 0 266 [580] [5] [0] [0] [586] 77 59 0 0 0 60 [131] [0] [0] [0] [132] 37 150 1 0 0 152 [330] [2] [0] [0] [335] 45 16,285 94 2 0 16,207 [35,187] [208] [5] [0] [35, 699] 79 277 1 0 0 280 [610] [2] [0] [0] [618] 46 15,608 92 2 0 16, 181 [34,372] [203] [5] [0] [34, 872] 41 . 19 671 263 150 1, 128 [41] [1,479] [580] [331] [2, 84] 78 207 2 0 0 206 ¦ [450] [5] [0] [0] [455] Recuperaciones* Etano 87.60% Propano 99.12% Butanos+ 99. 92% GNL [50,063 galones/D] 417. M D [7,365 LBS/H] 7,365 Kg/H Pureza de GNL 98. 91% Potencia Compresión de gas"" residual [17, 071 HP] 28,064 kW Compresión de vapor instantáneo [142 HP] 233 kW Compresión de gas total [16, 766 HP] 28, 298 kW * (Con base en regímenes de flujo no redondeados) El proceso de la figura 3 utiliza una porción (corriente 43) del vapor de parte superior de desmetanizador frío (corriente 36) para proporcionar refrigeración al proceso de producción de GNL, que remueve de la planta de recuperación de LGN una parte de su refrigeración. Una comparación de los niveles de recuperación presentados en la tabla III para el proceso de la figura 3 con los niveles de recuperación en la tabla II para el proceso de la figura 2 muestra que la recuperación de LGN se han mantenido esencialmente a los mismos niveles para arabos procesos. Sin embargo, esto se lleva a cabo a costas de incrementar el consumo de energía para el proceso de la figura 3. Comparando los consumos de energía en la tabla III con los consumos de energía II, se puede observar que la compresión de gas residual para el proceso de la figura 3 es casi 18% mayor que en el caso del proceso de la figura 2. Así, se podrían mantener los niveles de recuperación para el proceso de la figura 3 disminuyendo solamente la presión de operación del desmetanizador 17, incrementando la expansión de trabajo en la maquina 14, y por consiguiente reduciendo la temperatura del vapor de parte superior de desmetanizador (corriente 36) para compensar la refrigeración perdida a la planta de recuperación de LGN en la corriente 43. Como se puede observar comparando las tablas I y III, el consumo de gas combustible de planta es mayor en el caso del proceso de la figura 3 debido al consumo de energía adicional de compresores de vapor instantáneos 59 y 60 (que se consideran impulsados por motores de gas o turbina) . Existe por consiguiente una cantidad correspondientemente menor de gas que penetra en el compresor de gas residual 19 (corriente 45a) , pero el consumo de energía de este compresor sigue siendo mayor para el proceso de la figura 3 en comparación con el proceso de la figura 1 debido a la mayor proporción de compresión. El incremento neto de la energía de compresión para el proceso de la figura 3 en comparación con el proceso de la figura 1 es 4,432 k [2, 696 HP} para producir 417 nrVD [50,000 galones/D] nominales de GNL. El consumo específico de energía para el proceso de la figura 3 es 0.602 k -H/kg [0.366 HP-H/libra] , o aproximadamente 20% mayor que en el caso del proceso de la figura 2. El proceso de la figura 3 no contempla la remoción de hidrocarburos más pesados del gas de alimentación a su sección de producción de GNL. Aún cuando algunos de los hidrocarburos más pesados presentes en el gas de alimentación salen en el vapor instantáneo (corriente 73 y 75) a partir de los separadores 53 y 55, la mayoría de los hidrocarburos más pesados se vuelven parte del producto de GNL y reducen su pureza. El proceso de la figura 3 es incapaz de incrementar la pureza de GNL, y si un gas de alimentación que contiene concentraciones más altas de hidrocarburos más pesados (por ejemplo, corriente de gas de entrada 31, o bien hasta corriente de gas residual 45c cuando la planta de recuperación de LGN está operando bajo niveles de recuperación reducida) se utiliza para suministrar el gas de alimentación para la planta de producción de GNL, la pureza de GNL podría aún ser menor que lo mostrado en este ejemplo. DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Ejemplo 1 La figura 4 ilustra un diagrama de flujo de un proceso de conformidad con la presente invención. La composición de gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la figura 4 son iguales a la composición y a las condiciones consideradas en las figuras 1 a 3. Por consiguiente, el proceso de la 4 puede ser comparado con el proceso de la figura 2 y con el proceso de la figura 3 para ilustrar las ventajas de la presente invención. En a simulación del proceso de la figura 4, el esquema de enfriamiento como separación y expansión de gas de entrada para la planta de recuperación de LGN es esencialmente igual al esquema utilizado en la figura 1. La diferencia principal es que el gas de entrada (corriente 30) es dividida en dos porciones, y solamente la primera porción (corriente 31) se suministra a la planta de recuperación de LGN. La otra porción' (corriente 71) es el gas de alimentación para la sección de producción de GNL que emplea la presente invención . El gas de entrada penetra en la planta a una temperatura de 32°C [90°F] y bajo una presión de 5,102 kPa(a) [740 psia] , como la corriente 30. El gas de alimentación para sección de GNL es' retirado (corriente 71) y la porción restante (corriente 31) es enfriada en el intercambiador de calor 10 por intercambio de calor con vapor de destilación fria a una a una temperatura de -54°C [~66°F] (corriente 36a), el producto de liquido de fondo a 10°C [51°F] (corriente 41a) proveniente de la bomba de fondos de desmetanizador 18, líquidos de re-hervidor de desmetanizador a una temperatura de -1°C [30°F] (corriente 40) , y líquidos de re-hervidor de lado de desmetanizador a una temperatura de -39°C [-39°F] (corriente 39) . La corriente calentada 31a penetra en el separador 11 a una temperatura de -42°C [-44°F] y bajo una presión de 4,999 kPa(a) [725 psia], en donde el vapor (corriente 32) es separado del liquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) proveniente del separador 11 es dividido en una primera corriente gaseosa 33, y una segunda corriente gaseosa 34. La corriente 33, que contiene aproximadamente 26 por ciento del vapor total pasa a través del intercambiador de calor 12 en una relación de intercambio de calor con una corriente de vapor de destilación fría 36 en donde es enfriada a una temperatura de -100°C [-148°F]. La corriente sustancialmente condensada resultante 33a es después expandida instantáneamente a través de una válvula de expansión 13 a la presión de operación (aproximadamente 2,075 kPa(a) [301 psia] ) de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total. En el proceso ilustrado en la figura 4, la corriente expandida 33b que sale de la válvula de expansión 13 alcanza una temperatura de -105°C [-156°F] y es suministrada a la torre de fraccionamiento 17 como la alimentación de columna superior. La porción de vapor (si existe) de la corriente 33b se combina con los vapores que provienen de la etapa de fraccionamiento superior de la columna para formar la corriente de vapor de destilación 42, que' es extraída de la región superior de la torre. Retornando a la segunda corriente gaseosa 34, el 74 por ciento restante del vapor proveniente del separador 11 penetra en una maquina de expansión de trabajo 14 en donde la energía mecánica es extraída a partir de esta porción de la alimentación de alta presión. La maquina 14 expande el vapor sustancialmente de manera isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 4,999 kPa(a) [725 psia] ..a la presión de operación de torre, con la expansión de trabajo enfriando la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente -30°C [-111°F] . La corriente expandida y parcialmente condensada 34a es suministrada posteriormente como alimentación a la torre de f accionamiento 17 en un punto intermedio. El liquido de separador (corriente 35) es expandido también a la presión de operación de la torre por la válvula de expansión 16, enfriando la corriente 35a a una temperatura de -59°C [-75°F] antes de su suministro a la torre de fraccionamiento 17 a un punto de alimentación a media columna inferior. El producto liquido (corriente 41) sale del fondo de la torre 17 a una temperatura de 7°C [45°F] . Esta corriente es bombeada a una presión de aproximadamente 4,482 kPa(a) [650 psia] (corriente 41a) en la bomba 18 y calentada a una temperatura, de 29°C [84°F] (corriente 41b) en el intercambiador de calor 10 puesto que esto proporciona el enfriamiento a la corriente 31. La corriente de vapor de destilación que forma la parte superior de la torre a una temperatura de -102°C [-152°F] (corriente 42) es dividida en dos porciones. Una porción (corriente 86) es dirigida a la sección de producción de GNL. La porción restante (corriente 36) pasa a contracorriente al gas de alimentación entrante en el intercambiador de calor 12 en donde es calentada a una temperatura de -54°C [-66°F] (corriente 36a) y en el intercambiador de calor 10 en donde es calentada a una temperatura de 22°C [72°F] (corriente 36b) . Una porción de la corriente de vapor de destilación calentada es retirada (corriente 37) para servir como parte del gas combustible para la planta, con el resto volviéndose el primer gas residual (corriente 43) . El primer gas residual es después re-comprimido en dos etapas, el compresor 15 impulsado por maquina de expansión 14 y el compresor 19 impulsado por una fuente de energía suplementaria para formar el primer gas residual comprimido (corriente 43b) . Pasando ahora a la sección de producción de GNL que emplea la presente invención, la corriente de alimentación 71 penetra en el intercambiador de calor 50 a una temperatura de 32 °C [90°F] bajo una presión de 5,102 kPa(a) [740 psia] . Obsérvese que en todos los casos el intercambiador de calor 50 es representativa o de varios intercambiadores de calores individuales o bien de un solo intercambiador de calor depasajes múltiples, o bien de una combinación de ellos. (La decisión en cuanto a utilizar o no más que un intercambiador de calor para los servicios de enfriamiento indicados dependerá de numerosos factores que incluyen, sin limitarse a estos ejemplos, el régimen de flujo de la corriente de alimentación, el tamaño del intercambiador de calor, las temperaturas de corriente, etc.). En el intercambiador de calor 50, la corriente de alimentación 71 es e"nfriada por intercambio de calor con vapor instantáneo de GNL frío (corriente 83a) y la corriente de vapor de destilación proveniente de la planta de recuperación de LGN (corriente 86) . La corriente enfriada 71a penetra en el separador 51 a una temperatura de -38°C [-36°F] y bajo una presión de 5,081 kPa(a) [737 psia], en donde el vapor (corriente 72) es separado por el vapor (corriente 73) . El vapor (corriente 72) proveniente del separador 51 penetra en una máquina de expansión de trabajo 52 en donde energía mecánica es extraída a partir de esta porción de la alimentación de alta presión. La máquina 52 expanda el vapor de manera sustancialmente isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 5,081 kPa(a) [737 psia] hasta ligeramente arriba de la presión de operación 3,034 kPa(a) [440 psia] de la columna de destilación 56, con la expansión de trabajo enfriando la corriente expandida 72a a una temperatura de aproximadamente -62°C [-79°F] . La corriente expandida y parcialmente condensada 72a es dirigida al intercambiador de calor 50 y enfriada adicionalmente y condensada por intercambio de calor con vapor instantáneo de GNL frío (corriente 83a) y la corriente de vapor de destilación proveniente de la planta de recuperación de LGN (corriente 86) de conformidad con lo descrito arriba, y por líquidos instantáneos (corriente 80) y líquidos de re-hervidor de columna de destilación a una temperatura de -93°C [-135°F] (corriente 76) . La corriente condensada 72b, ahora a una temperatura de -93°C [-135°F] es suministrada entonces como alimentación a la columna de destilación 56 en un punto intermedio . La columna de destilación 56 sirva como una torre de purificación de GNL. Es una columna de destilación convencional que contiene varios platos espaciados verticalmente, uno o varios lechos empaquetados, o cualquier combinación de platos y de empaquetado. Esta torre recupera casi todos los hidrocarburos más pesados que el metano presentes en su corriente de alimentación (corriente 72b) en su producto de fondo (corriente 77) de tal manera que la única impureza significativa en su parte superior (corriente 74) es el nitrógeno contenido en la corriente de alimentación. De igual importancia, esta torre captura también en su producto de fondo casi todo el dióxido de carbono alimentado a la torre de tal manera que el dióxido de carbono no penetra en la sección de enfriamiento de GNL corriente abajo en donde las temperaturas extremadamente bajas podrían causar la formación de dióxido- de carbono sólido, creando problemas de operación. La sección inferior de la torre de purificación de GNL 56 incluye un re-hervidor que calienta y vaporiza una porción de los tubos que bajan por la columna (por corriente de enfriamiento 72a en el intercambiador d*e calor 50 de conformidad con lo descrito arriba, para proporcionar vapores de depuración que suben por la columna para depurar una parte del metano de los líquidos.

Esto reduce la cantidad de metano en el producto de fondo de la torre (corriente 77) de tal manera que una cantidad menor de metano debe ser rechazada por la torre de fraccionamiento cuando esta corriente es suministrada a dicha torre (como se describirá más adelante) . El reflujo para la columna de destilación 56 es creado para el enfriamiento y la condensación del vapor de parte superior de torre (corriente 74 a una temperatura de -96°C [-142°F]) en el intercambiador de calor 50 por intercambio de calor con vapor instantáneo de GNL frío a una temperatura de -99°C [-147°F] (corriente 83a) y líquidos instantáneos a una temperatura de -102°C [-1520 F] (corriente 80) . La corriente condensada 74a, ahora a una temperatura de -98°C [-144°F] es dividida en dos porciones. Una porción (corriente 78) devuelve la alimentación a la sección enfriada de GNL. La otra porción (corriente 75) penetra en la bomba de reflujo 55. Después del bombeo, la corriente 75a a una temperatura de -97°C [-143°F] es suministrada a la torre de purificación de GNL 56 a un punto de alimentación superior para proporcionar el líquido de reflujo para la torre. Este líquido de reflujo rectifica los vapores que se elevan por la torre de tal manera que el vapor de parte superior de torre (corriente 74) y por consiguiente la corriente de alimentación 78 a la sección de enfriamiento de GNL contiene cantidades mínimas de dióxido de carbono e hidrocarburos más pesados que el metano.

La cantidad de re-ebullición en el fondo de la columna se ajusta según lo necesario para generar una cantidad suficiente de vapor de parte superior a partir de la columna, de tal manera que exista suficiente liquido de reflujo proveniente del intercambiador de calor 50 para proporcionar la rectificación deseada en la torre. La corriente de alimentación para la sección de enfriamiento GNL (corriente de liquido condensada 78) penetra en el intercambiador de calor 58 a una temperatura de ~98°C [-144°F] y es sub-enfriada por intercambio de calor con vapor instantáneo de GNL frío a una temperatura de -160°C [-255°F] (corriente 83) y líquidos instantáneos fríos (corriente 79a] . Los líquidos instantáneos fríos son producidos por medio del hecho de retirar una porción de la corriente de alimentación sub-enfriada parcialmente (corriente 79) del intercambiador de calor 58 y mediante expansión instantánea de la corriente a través de un dispositivo de expansión apropiado, como -.por ejemplo una válvula de expansión 59, hasta ligeramente arriba de la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total de -105°C [-157°F] a -107°C [-161°F] (corriente 79a) . La corriente expandida instantáneamente 79a es después suministrada al intercambiador de calor 58 de conformidad con lo previamente descrito.

La porción restante de la corriente de alimentación parcialmente sub-enfriada es sub-enfriada adicionalmente en el intercambiador de calor 58 a una temperatura de -112°C [-170°F] (corriente 82). Penetra entonces en una máquina de expansión de trabajo 60 en donde se extrae energía mecánica a partir de esta corriente de presión intermedia. La máquina 60 expande el líquido sub-enfriado de manera sustancialmente isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 2,992 kPa(a) [434 psia] a la presión de almacenamiento de GNL (124 kPa(a) [18 psi] ) , ligeramente arriba de la presión atmosférica. La expansión de trabajo enfría la corriente expandida 82a a una temperatura de aproximadamente -160°C [-255°F] , después de lo cual es dirigida directamente al depósito de almacenamiento de GNL 61 en donde el vapor instantáneo que resulta de la expansión (corriente 83) esseparado del producto de GNL (corriente 84) . Una corriente de fondos de torre 77 proveniente de la torre de purificación GNL 56 es expandida instantáneamente hasta li-geramente .arriba de la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17 por una válvula de expansión 57. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total de -92°C [-133°F] a -102°C [-152°F] (corriente 77a). La corriente expandida instantáneamente 77a es después combinada con una corriente de líquido instantáneo calentada 79b que sale del intercambiador de calor 58 a una temperatura de -99°C [-147°F] para formar una corriente de liquido instantáneo combinada (corriente 80) a una temperatura de -102°C [-152°F] la cual es suministrada a un intercambiador de calor 50. Es calentada a una temperatura de -67°C [-88°F] (corriente 80a) conforme suministra enfriamiento a la corriente expandida 72a y corriente de vapor superior de torre 74 como se describió arriba . El liquido de separador (corriente 73) es expandido instantáneamente a la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17 por una válvula de expansión 54, enfriando la corriente 73a a una temperatura de -54°C [-65°F] . La corriente expandida 73a es. combinada con una corriente de liquido instantáneo calentado 80a para formar la corriente 81, la cual es suministrada a la torre de fraccionamiento 17 en un punto de alimentación a media columna inferior. Si se desea, la corriente 81 puede ser combinada con una corriente expandida instantáneamente 35a descrita arriba y la corriente combinada es suministrada a un solo punto de alimentación a media columna inferior en la torre. El vapor instantáneo (corriente 83) proveniente del tanque de almacenamiento GNL 61 pasa a contracorriente con relación al liquido entrante en el intercambiador de calor 58 en donde es calentado a una temperatura de -99°C [-147°F] (corriente 83a) . Penetra después en el intercambiador de calor 50 en donde es calentado a una temperatura de 31°C [87°F] (corriente 83b) conforme suministra enfriamiento a la corriente de alimentación 71, corriente expandida 72a, y corriente de parte superior de torre 74. Puesto que esta corriente se encuentra bajo presión (107 kPa(a) [15.5 psia] ) , debe ser comprimida antes que pueda ser utilizada como gas combustible de planta. Los compresores 63 y 65 (impulsados por fuentes suplementarias de energía) con el enfriador intermedio 64 se utiliza para comprimir la corriente (corriente 83e) . Después del enfriamiento en el enfriador posterior 66, la corriente 83f a una presión de 793 kPa(a) [115 psia] es combinada con la corriente 37 para volverse el gas combustible para la planta (corriente 85) . La corriente de vapor de destilación fria proveniente de la plante de recuperación de LGN (corriente 86) es calentada a una temperatura de 30°C [86°F] conforme suministra enfriamiento a la corriente de alimentación 71 y a la corriente expandida 72a en el intercambiador de calor 50, volviéndose el segundo gas residual (corriente 86a) . El segundo gas residual es después re-comprimido en dos etapas, el compresor 53 impulsado por la máquina de expansión 52 y el compresor 62 impulsado por una fuente suplementaria de energía. El segundo gas residual comprimido (corriente 86c) . » se. combina con el primer gas residual comprimido (corriente 43b) para formar una corriente de gas residual 38. Después del en riamiento a 49°C [120°F] en el enfriador de descarga 20, el producto de gas residual (corriente 38a) fluye hacia la linea de ductos de gas de venta a una presión de 5, 102 kPa (a) [740 psia] . Un resumen de los regímenes de flujo de corriente y consumo de energía para el proceso ilustrado en la Figura 4 se presenta en la Tabla siguiente: TABLA IV (FIG. 4) Resumen de flujo de corriente - kg moles/Hr [Lb. Moles/Hr] Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 30 16, 105 767 266 150 17, 448 [35,473] [1, 689] [585] [331] [38, 32] 31 14, 873 708 245 139 16, 113 [32,760] [1, 560] [540] [306] [35, 492] 32 14,759 676 207 74 18, 133 [32, 508] [1,488] [457] [164] [34, 940] 35 114 33 38 64 250, 260 [252] [72] [83] [141] [552] • 33 3, 881 178 54 19 4, 172 [8, 550] [391] [120] [43] [9,189] 34 10, 877 498 153 55 11, 691 [23,959] [1,097] [337] [121] . [25, 751] 42 15, 84 96 2 0 16, 015 [34, 767] [212] [5] [0] [35, 276] 36 14, 643 89 2 0 14, 857 [32,254] [196] [5] [0] [32, 726] 37 162 1 0 0 165 [358] [2] [0] [0] [363] 71 1,232 59 20 11 1,335 • [2,714] [129] [45] [25] [2, 940] 72 1,226 57 18 7 1, 321 [2,701] [125] [40] [16] [2, 909] 73 6 2 2 4 14 [13] [4] [4] [9] [31] · 74 562 0 0 0 571 [1,239] [0] [0] [0] [1,258] 77 883 57 18 7 972 [1,945] [125] [401 [16] [2, 142] 75 219 0 0 0 223 [483] [0] [0] [0] [491] 78 343 o" 0 0 348 [756] [0] [0] [0] [767] 79 41 0 0 0 42 [91] [0] [0] [0] [92] 83 96 0 0 0 100 [211] [0] [0] [0] [220] 85 258 1 0 0 265 [569] [2] [0] [0] [583] 86 1,141 7 0 0 1, 153 [2,513] [15] [0] [0] [2, 550] 33 15,622 95 2 0 15, 850 [34, 09] [209] [5] [0] [34, 913] 41 19 671 263 150 1, 126 [41] [1,477] [579] [331] [2, 481] 84 207 0 0 0 207 [455] [0] [0] [0] [456] Recuperaciones* Etano 87.47-? Propano 99.09% Butanos+ 99. 91% GNL [50,034 galones/D] 417.6 M:7D [7,365 LBS/H] 7,333 Kg/H Pureza de GNL 99. 77% ¦ Potencia Primera compresión de gas residual [17,071 HP] 28,064 k Segunda compresión de gas residual [1,197 HP ] 1,968 kW Compresión de vapor instantáneo [289 HP] 475 kW Recuperaciones* Compresión de gas total [16, 015 HP] 26,328 kW * (Con base en regímenes de flujo no redondeados) Comparando los niveles de recuperación desplegados en la Tabla IV para el proceso de la Figura 4 con los niveles de recuperación presentado en la Tabla I para el proceso de la Figura 1, que observa que las recuperaciones en la planta de recuperación de LGN han sido mantenidos esencialmente a los mismos niveles para ambos procesos. La comparación de los consumos de energía que se muestran en la Tabla IV en el caso del proceso de la Figura 4 con los consumos de energía presentados en la Tabla I para el proceso de la Figura. 1 muestra que la compresión de gas residual requerida para la planta de recuperación de LGN es esencialmente igual para ambos procesos . Esto indica que no hay ninguna pérdida de eficiencia de recuperación a pesar del uso de una porción (corriente 86) de la corriente de vapor de destilación fría (corriente 42) a partir de la planta de recuperación de LGN para proporcionar recuperación a la sección de producción de GNL. Así, a diferencia del proceso de la Figura 3, la integración del proceso de GNL de la presente invención con la planta de recuperación de LGN puede lograrse sin el impacto negativo sobre la eficiencia de recuperación de LGN. El incremento neto de la potencia de compresión para el proceso de la Figura 4 en comparación con el proceso de la Figura 1 es de 2,463 k [1,498 HP] para producir los -417 m/D [50,000 galones/D] nominales de GNL, proporcionando un consumo de energía específico de 0.336 kW-H/kg [0.204 HP-H/Lb] para el proceso de la Figura 4. Así, la presente invención tiene '-un consumo de energía específico que es solamente 67¾ del proceso de la técnica anterior de la Figura 2 y solamente 56% de la técnica anterior de la Figura 3.

Además, la presente invención no requiere de la remoción de dióxido de carbono del gas de alimentación antes de penetrar en la sección de producción de GNL como lo hacen los procesos de la técnica anterior, eliminando asi el costo de capital y el costo de operación asociados con la construcción y la operación de instalaciones de tratamiento de gas que se requieren en el caso de los procesos de la Figura 2 y la Figura 3. No solamente la presente invención es más eficiente que cualquier proceso de la técnica anterior, el GNL que produce presenta una mayor pureza debido a la inclusión de la torre de purificación de GNL 56. Esta mayor pureza de GNL es todavía más notable tomando en cuenta que la fuente del gas ¦ de alimentación utilizado para este ejemplo (gas de entrada, corriente 30) contiene concentraciones mucho más altas de hidrocarburos más pesados que el gas de alimentación utilizado en los procesos de la Figura 2 y de la Figura 3 (es decir, el gas residual de planta de recuperación de LGN) . La pureza del GNL es de hecho limitada solamente por la * concentración de gases más volátiles que el metano (nitrógeno, por ejemplo) presentes en la corriente de alimentación 71, puesto que los parámetros de operación de la torre de purificación 56 pueden ser ajustados según lo necesario para mantener la concentración de hidrocarburos más pesados- en el producto GNL tan bajo como se desea.

Ejemplo 2 La Figura. 4 representa las modalidades preferidas de la presente invención para las condiciones de temperatura y presión mostradas puesto que ofrece típicamente la producción más eficiente de GNL . Un diseño ligeramente menos complejo que mantiene la misma producción de GNL con un consumo de energía relativamente mayor puede lograrse empleando otra modalidad de la presente invención según lo ilustrado en el proceso de la Figura 5. La composición de gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la Figura 5 son iguales que en el caso de las Figuras 1 a 4. Por consiguiente, el proceso de la Figura 5 puede ser comparado con los procesos de la Figura 2 y de la Figura 3 para ilustrar las ventajas de la presente invención, y puede también compararse con la modalidad presentada en la Figura . 4. En la simulación 'del proceso de la Figura 5, el esquema de enfriamiento, separación y expansión de gas de entrada para la_ planta de recuperación LGN es esencialmente igual que lo utilizado en la Figura 4. El gas de entrada penetra en la planta a una temperatura de 32°C [90°F] y bajo una presión de 5,102 kPa(a) [740 psia] como corriente 30. El gas de alimentación para la sección de GNL es retirado, (corriente 71) y la porción restante (corriente 31) es enfriada en el intercambiador de calor 10 por intercambio de calor con vapor de destilación fría a una temperatura de -54°C [-65°F] (corriente 36a) , producto liquido de fondos a una temperatura de 10°C [50°F] (corriente 41a) proveniente de la bomba de fondos de desmetanizador 18, líquidos de re-hervidor de desmetanizador a una temperatura de -2°C [29°F] (corriente 40) , y -líquidos de re-hervidor de lado de desmetanizador a una temperatura de -40°C [-41°F] (corriente 39) . La corriente enfriada 31a penetra en el separador 11 a una temperatura de -42°C [-43°F] y bajo una presión de 4,999 kPa(a) [725 psia] en donde el vapor (corriente 32) es separado del líquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) proveniente del separado 11 es dividido en una primera corriente gaseosa 33 y una segunda corriente gaseosa 34. La corriente 33, que contiene aproximadamente 26 por ciento del vapor total pasa a través de un intercambiador de calor 12 en una relación de intercambio de calor con la corriente de vapor de destilación fría 36 en donde es enfriada a una temperatura de -100°C [-148°F] . La corriente resultante sustancialmente condensada 33a es después expandida en forma instantánea a través de una válvula de expansión 13 a la presión de operación (aproximadamente 2,041 kPa(a) [296 psia]) de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total. En el proceso ilustrado en la Figura 5, la corriente expandida 33b que sale de la válvula de expansión 13 alcanza la temperatura de -105°C [-157°F] y es suministrada a la torre de fraccionamiento 17 como la alimentación de columna superior. La porción de vapor (si existe) de la corriente 33b se combina con los valores que se elevan .de la etapa de fraccionamiento superior de la columna para formar la corriente de vapor de destilación 42, que es extraída de una región superior de la torre. Regresando a la segunda corriente gaseosa 34, el 74 por ciento restante del vapor proveniente del separador 11 penetra en una máquina de expansión de trabajo 14 en donde la energía mecánica es extraída a partir de esta porción de la alimentación de alta presión. La máquina 14 expande el vapor de manera sustancial isentrópica desde una presión de aproximadamente 4,999 kPa(a) {725 psia] a la presión de operación de la torre, con la expansión de trabajo enfriando la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente de -80 °C [-112°F] . La corriente expandida y parcialmente condensada 34a es suministrada después como alimentación a la torre de fraccionamiento 17 en punto intermedio. El líquido de separador (corriente 35) es expandido de la misma manera a la presión de operación de la torre por la válvula de expansión 16, enfriando la corriente 35a a una temperatura de -59°C [-75°F] antes de su suministro a la torre de fraccionamiento 17 a un punto de alimentación a 53 media columna inferior. El producto liquido (corriente 41). sale del fondo de la torre 17 a una temperatura de 7°C [44°F]. Esta corriente es bombeada a una presión de aproximadamente 4,482 kPa(a) [650 psia] (corriente 41a) en la bomba 18 y calentada a una temperatura de 28°C [83°F] (corriente 41b) en el intercambiador de calor 10 conforme proporciona enfriamiento a la corriente 31. La corriente de vapor de destilación que forma la parte superior de la torre a una temperatura de -103°C [-153°F] (corriente 42) es dividida en dos porciones. Una porción (corriente 86) es dirigida hacia la sección de producción de GNL . La porción restante (corriente 36) pasa a contracorriente con relación a la alimentación entrante en el intercambiador de calor 12 en donde es calentada a una temperatura de -54°C [-65°F] (corriente 36a) y al intercambiador de calor 10 en donde es calentada a una temperatura de 23°C [73°F] (corriente 36b) . Una porción de la corriente de vapor de destilación calentada es extraída (corriente 37) para servir como parte del gas combustible para la planta, con el resto volviéndose el primer gas residual (corriente 43) . El primer -residual es después recomprimido en dos etapas, el compresor 15 impulsado por máquina de expá'asión 14 y el compresor 19 impulsado por una fuente suplementaria de energía para formar el primer gas residual comprimido (corriente 43b) .

Pasando ahora a la sección de producción de GNL que emplea una modalidad alternativa de la presente invención, la corriente de alimentación 71 penetra en un intercambiador de calor 50 a una temperatura de 32°C [90°F] y bajo la presión de 5,102 kPa(a) [740 psia] . La corriente de alimentación 71 es enfriada a una temperatura de -84°C [-120°F] en el intercambiador de calor 50 por intercambio de calor con vapor instantáneo GNL frío (corriente 83a) , la corriente de vapor de destilación de la planta de recuperación de LGN a una temperatura de -103°C [153°F] (corriente 86), líquidos instantáneos, (corriente 80) , y líquidos de re-hervidor de columna de destilación a una temperatura de -92°C [-134°F] (corriente 76) . La corriente resultante sustancialmente condensada 71a' es después expandida en forma instantánea a través de un dispositivo de expansión apropiado como por ejemplo la válvula de expansión 52, a la presión de operación (3,034 kPa(a) [440 psia]) de la columna de destilación 56. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total. En el proceso ilustrado en la Figura 5, la corriente expandida 71b que sale de la válvula de expansión 52 alcanza una temperatura de -92 °C [-134 °F] y se suministra después como alimentación" a la columna de destilación 56 en un punto intermedio . Como en el caso de la modalidad de la Figura 4 de la presente invención, la columna de destilación 56 sirve como torre de purificación GNL, recuperándose casi la totalidad del dióxido de carbono y los hidrocarburos más pesados que el metano presentes en su corriente de alimentación (corriente 71b) como su producto de fondo (corriente 77) de tal manera que la única impureza significativa en su parte superior (corriente 74) es el nitrógeno contenido en la corriente de alimentación. El reflujo para la columna de destilación 56 es creado por el enfriamiento y la condensación del vapor de parte superior de torre (corriente 74 a una temperatura de -96°C [-141°F]) en el intercambiador de calor 50 por intercambio de calor con vapor instantáneo de GNL frió a una temperatura de -99°C [-146°F] (corriente 83a) y líquidos instantáneos a una temperatura de -102°C [-152°F] (corriente 80)". La corriente condensada 74a, ahora a una temperatura de--98°C [-144°F] , es dividida en dos porciones. Una porción (corriente 78) se vuelve la alimentación a la sección de enfriamiento de GNL. -La otra porción (corriente 75) penetra en- la bomba.de reflujo 55. Después del bombeo, la corriente 75a a una temperatura de -97°C [-143°F] es suministra a la torre de purificación de GNL 56 en un punto de alimentación superior para proporcionar el líquido de reflujo para la torre. Este .líquido de reflujo rectifica los vapores que se elevan por la torre de tal manera que la parte superior de la torre (corriente 74) y la corriente de alimentación subsecuente 78 a la sección de enfriamiento de GNL contengan cantidades mínimas de dióxido de carbono e hidrocarburos más pesados que el metano. La corriente de alimentación para la sección de enfriamiento de GNL (corriente de líquido condensado 78) penetra en el intercambiador de calor 58 a una temperatura de 98°C [-144°F] y es sub-enfriada por intercambio de calor con vapor instantáneo de GNL frío a una temperatura de -160°C [-255°F] (corriente 83) y líquidos instantáneos fríos (corriente 79a) . Los líquidos instantáneos fríos son producidos mediante el retiro de una porción de la corriente de alimentación parcialmente sub-enfriada (corriente 79) del intercambiador de calor 58 y mediante la expansión instantánea de la corriente a través de un dispositivo de expansión apropiado, como por ejemplo una válvula de expansión 59, a un nivel ligeramente superior a la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total de -105°C [-157°F] a -108°C [-162°F] (corriente 79a) . La corriente expandida instantáneamente 79a es después suministra a el intercambiador de calor 58 de conformidad con lo descrito previamente. La porción restante de la corriente alimentada parcialmente sub-enfriada es sub-enfriada adicionalmente en el intercambiador de calor 58 a una temperatura de -112°C [-170°F] (corriente 32). Penetra después una máquina de expansión de trabajo 60 en la cual la energía mecánica es extraída a partir de esta corriente de presión intermedia. La máquina 60 expande el líquido sub-enfriado de manera sustancialmente isentrópico a partir de una presión de aproximadamente 2,992 kPa(a) [434 psia] a la presión de almacenamiento de GNL (124 kPa(a) [18 psia]), ligeramente arriba de la presión atmosférica. La expansión de trabajo enfría la corriente expandida 82a a una temperatura de aproximadamente -160°C [-255°F], por lo que es después dirigida al tanque de almacenamiento de GNL 61 en donde el vapor instantáneo que resulta de la expansión (corriente 83) es separado del producto de GNL (corriente 84) . Una corriente de fondos de torre 11' proveniente de la torre de purificación de GNL 56 es expandida instantáneamente a un nivel ligeramente superior a la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17 a través de una válvula de expansión 57. Durante la expansión una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta del enfriamiento de la corriente total de una temperatura de -91°C [-133°F] a una temperatura de -102°C [-152°F] (corriente 77a) . La corriente expandida instantánea 77a es después combinada con la corriente de líquido instantáneo calentado 79b que sale del intercambiador de calor 58 a una temperatura de -99°C [-146°F] para formar una corriente de líquido instantáneo combinada (corriente 30) a una temperatura de -102°C [-152°F] la cual es suministrada al intercambiador de calor 50. Es calentada a una temperatura de -66°C [-87°F] (corriente 80a) conforme suministra enfriamiento a la corriente de alimentación 71 y a la corriente de vapor superior de torre 74 de conformidad con lo descrito arriba, y después se suministra a la torre de fraccionamiento 17 en un punto de alimentación a media columna inferior. Si se desea, la corriente 80a puede ser combinada con una corriente expandida instantáneamente 35a descrita arriba y la corriente combinada suministrada a un punto de alimentación a media columna inferior único en la torre. El vapor instantáneo (corriente 83) proveniente del tanque de almacenamiento . de GNL 61 pasa a contracorriente con relación al liquido entrante en el intercambiador de calor 58 en donde es calentado a una temperatura de -99°C [-146°F] (corriente 83a) . Penetra después en el intercambiador de calor 50 en donde es calentado a una temperatura de -31 °C [-87 °F] (corriente 83b) conforme suministra enfriamiento_ a la corriente de alimentación 71 ya la corriente de parte superior de torre 74. Puesto que esta corriente se encuentra a una presión baja (107 kPa(a) [15.5 psia] ) , debe ser comprimida antes...que pueda usarse como gas combustible de planta. Los compresores 63 y 65 (impulsados por fuentes suplementarias de energía) con enfriador intermedio 64 son utilizados para comprimir la corriente (corriente 33e) . Después del enfriamiento en el post enfriador 66, la corriente 33f a una presión de 793 kPa(a) [115 psia] es combinado con la corriente 37 para volverse el gas combustible para la planta (85). La corriente de vapor de destilación fría proveniente de la planta de recuperación de LGN (corriente 86) es calentada a una temperatura de 31°C [87°F] conforme suministra enfriamiento a la corriente de alimentación 71 en el intercambiador de calor 50, volviéndose el segundo gas residual (corriente 86a) que es después recomprimido del compresor 62 impulsado por una fuente suplementaria de energía. El segundo gas residual comprimido (corriente 86b) se combina con el primer gas residúal comprimido (corriente 43b) para formar una corriente de gas residual 38. Después del enfriamiento a una temperatura de 49°C [120°F] en el enfriador de descarga 20, el producto de gas residual (corriente 83a) fluye hacia la linea de ductos de gas de venta a una presión de 5,102 kPa(a) [740 psia]. Un resumen de los regímenes de flujo de corriente y consumo de energía para el proceso ilustrado en la Figura 5 se muestra en la tabla siguiente: TABLA V (FIG. 5) Resumen de flujo de corriente - Lb. Moles/Hr [kg moles/Hr] Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 30 16, 105 767 266 150 17, 448 [35,473] [1, 689] [585] [331] [38, 432] 31 14, 846 707 245 138 16, 084 [32,760] [1, 560] [540] [306] [35, 492] 32 14,736 675 208 75 15, 842 [32, 508] [1, 488] [457] [164] [34, 940] 35 110 31 36 63 242 [242] [69] [80] [139] [533] 33 3, 876 177 55 20 4, 166 [8,537] [391] [121] [44] [9,177] 34 10, 860 498 153 56 11, 675 [23,922] [1,097] [338] [123] [25, 717] 42 15, 784 96 2 0 16, 015 [34,766] [211] [5] [0] [35, 275] 36 14, 491 88 2 0 14, 703 [31,918] [193] [5] [0] [32, 385] 37 171 1 0 0 173 [376] [2] [0] [0] - [381] 71 1,259 60 21 12 1, 364 [2, 73] [132] [46] [26] [3, 004] 74 563 0 0 0 571 [G,-2 0] [0] [0] [¦0] [1,258] 77 915 60 21 12 1,016 [2,016] [132] [46] [26] [1,237] 75 220 0 0 0 223 [484] [0] [0] [0] [491] 78 344 0 0 0 348 [757] [0] [0] [0] [767] 79 41 0 0 0 42 [91] [0] [0] [0] [92] 83 96 0 0 0 99 [211] [0] [0] [0] [219] 85 266 1 0 0 272 [586] [2] [0] [0] [600] 86 1,293 77 0 0 1, 312 [2, 848] [17] [0] [0] [2, 890] 38 15, 613 94 2 0 15, 842 [34,391 [208] [5] [0] [34, 894] 41 19 671 263 150 1, 126 [41] [1,478] [580] [331] [2/481] 84 207 0 0 0 207 [455] [0] [0] [0] [456] Recuperaciones* Etano 87.53% Propano 99.11% Butanos+ 99. 91% GNL [50,041 galones/D] 417.6 MJ/D [7,334 LBS/H] 7,333 Kg/H Pureza de GNL 99.78% Potencia Primera compresión de gas residual [14,664 HP] 24,107 k Segunda compresión de gas residual [1,661 HP] 2,731 kW Compresión de vapor instantáneo [289 HP] 475 kW Compresión de gas total [16,614 HP] 27,313 kW * (Con base en regímenes de flujo no redondeados) Como se puede observar mediante la comparación de los niveles de recuperación y consumos de energía presentados en la Tabla V para el" proceso de la Figura 5 con los niveles de recuperación y consumos de energía presentados en la Tabla I yen la Tabla IV para los procesos de la Figura 1 y Figura 4, respectivamente, la eficiencia de recuperación de la planta de recuperación de LGN no disminuye cuando se integra con esta modalidad de la presente invención para la co-producción de GNL. La eficiencia de producción de GNL en esta modalidad no es tan alta como en el caso de la modalidad preferida mostrada en la Figura 4 debido al mayor consumo de energía del segundo compresor de gas residual 62 que resulta de la eliminación de ' la máquina de expansión de trabajo 52 que se utilizó para impulsar el compresor 53 en la modalidad de la Figura 4. El incremento neto de la potencia de compresión para el proceso de la Figura 5 en comparación con el proceso de la Figura 1 ' es de 3, 447 kW [2, 097 HP] para producir los 417 mVD [50, 000 galones/D] nominales de GNL, proporcionando un consumo de energía específico de 0.470 kW-H/kg [0.286 HP-H/Libra] para el proceso de la Figura 5. Aún cuando esto es aproximadamente 40% mayor que en el caso de la modalidad preferida mostrada en la Figura 4, sigue siendo inferior a cualquiera de los procesos de la técnica anterior presentados en las Figuras 2 y 3. Además, como en el caso de modalidad en la Figura 4, la pureza de GNL es mayor que en el caso de cualquiera de los procesos de la técnica anterior y no se requiere de remoción de dióxido de carbono del gas de alimentación a la sección de producción de GNL. La elección entre la modalidad de la Figura 4 y la modalidad de la Figura 5 de la presente invención depende del valor relativo del arreglo más sencillo y costo de capital menor de la modalidad de la Figura 5. en comparación con el consumo de energía menor de la modalidad de la Figura 4. La decisión en cuanto a qué modalidad de la presente invención utilizar en una circunstancia particular dependerá frecuentemente ' de factores tales como el tamaño de la planta, el equipo disponible y el balance económico entre el costo de capital y el costo de operación. Ejemplo 3 En las Figuras 4 y 5, una porción del gas de entrada de la planta es procesada utilizando la presente invención para co-producir GNL. Alternativamente, la presente invención puede ser adaptada para procesar una porción de gas residual de planta para co-producir GNL como se ilustra en la Figura 6.

La composición de gas de entrada y las condiciones consideradas en el proceso presentado en la Figura 6 son iguales que en los casos de las Figuras 1 a 5. Por consiguiente, el proceso de la Figura 6 puede ser comparado con el proceso de la Figura 2 y con el proceso de la Figura 3 para ilustrar las ventajas de la presente invención, y puede también ser comparado con las modalidades presentadas en las Figuras 4 y 5. En la simulación del proceso de la Figura 6, el esquema de enfriamiento, separación y expansión de gas de entrada para la planta de recuperación de LGN es esencialmente idéntico al esquema utilizado en la Figura 1. Las diferencias principales se encuentran en la disposición de la corriente de destilación fría (corriente 42) y -el tercer gas residual comprimido y enfriado (corriente 44a) producido por la planta de recuperación de LGN. Obsérvese que el tercer gas residual (corriente 44a) es dividido en dos porciones, y solamente la primera porción (corriente 38) de vuelve el producto de gas residual de la planta de recuperación de LGN que fluye hacia la linea de ductos de gas de venta. La otra porción (corriente 71) es el gas de alimentación para la sección de producción de GNL que emplea la presente invención. El gas de entrada penetra en la planta a una temperatura de 32°C [90°F] y bajo una presión de 5,102 kPa(a) [740 psia] como la corriente 31 y es enfriado en el intercambiador de calor 10 por intercambio de calor con la corriente de vapor de destilación fria 36a a una temperatura de -55°C [-66°F], producto de liquido de fondo a 11°C [52°F] (corriente 41a) a partir de bomba de fondos de desmetanizador 18, líquidos de re-hervidor de desmetanizador a 0°C [3°F] (corriente 40), y líquidos de re-hervidor de lado de desmetanizador a -41°C [-42° ] (corriente 39). La corriente enfriada 31a penetra en el separador 11 a una temperatura de -42°C [-44°F] y bajo una presión de 4,999 kPa(a) [725 psia] en donde el vapor (corriente 32) es separado del líquido condensado (corriente 35) . El vapor (corriente 32) del separado 11 es dividido en una primera corriente gaseosa 33 y una segunda corriente gaseosa 34. La corriente 33, que contiene aproximadamente 26 por ciento del vapor total pasa a través del intercambiador de calor 12 en una relación de intercambio de calor con la corriente de vapor de destilación fría .36 en donde es enfriada a una temperatura de -99°C [-146°F] . La corriente resultante sustancialmente condensada 33a es expandida instantáneamente a través de una válvula de expansión 13 a la presión de operación (aproximadamente 2,110 kPa(a) [306 psia]) de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión una por-ción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total. En el proceso ilustrado en la Figura 6, la corriente expandida 33b que sale de la válvula de expansión 13 alcanza una temperatura de -104°C [~155°F] y es suministrada a la torre de fraccionamiento 17 como alimentación de columna superior. La porción de vapor (si existe) de la corriente 33b se combina con los vapores que se elevan de la etapa de fraccionamiento superior de la columna para formar una corriente de vapor de destilación 42 que es retirada de una región superior de la torre. Regresando a la segunda corriente gaseosa 34, el 74 por ciento restante del vapor proveniente del separador 11 penetra en una máquina de expansión de trabajo 14 en donde la energía mecánica es extraída a partir de esta porción de la alimentación de aira presión. La máquina 14 expande el vapor de manera sustancialmente isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 4,999 kPa(a) [725 psia] a la presión de operación de la torre, con la expansión de trabajo enfriando la corriente expandida 34a a una temperatura de aproximadamente -79°C [-110°F] . La corriente expandida parcialmente condensada 34a es posteriormente suministrada como alimentación a la torre de fraccionamiento 17 en un punto intermedio. El líquido de separador (corriente 35) es expandido también a la presión de operación de torre mediante la válvula de expansión 16, enfriando la corriente 35a a una temperatura de -59°C [-75°F] antes de su suministro a la torre de fraccionamiento 17 a un punto de alimentación a media columna inferior. El producto liquido (corriente 41) sale del fondo de la torre 17 a una temperatura de 8°C [47°F] . Esta corriente es bombeada a una presión de aproximadamente 4,482 kPa(a) [650 psia] (corriente 41a) en la bomba 18 y calentada a una temperatura de 28°C [83°F] (corriente 41b) en un intercambiador de calor 10 conforme proporciona enfriamiento a la corriente 31. La corriente de vapor de destilación que forma la parte superior de la torre a una temperatura de -102°C [-151°F] (corriente 42) es dividida en dos porciones. Una porción (corriente 86) es dirigida a la sección de producción de GNL. La porción restante (corriente 36) pasa a contracorriente hacia el gas de alimentación entrante en el intercambiador de calor 12 en donde es calentada a una temperatura de -55°C [-66°F] (corriente 36a) y hacia el intercambiador de calor 10 en donde es calentada a una temperatura de 22°C [72°F] (corriente 36b) . Una porción de la corriente de vapor de destilación alentada es retirada (gorriente 37) para servir como parte del gas combustible para la planta, con el resto volviéndose el primer gas residual (corriente 43) . El primer gas residual es después recomprimido en dos etapas, el compresor 15 impulsado por una máquina de expansión 14 y el compresor 19 impulsado por una fuente suplementaria de energía para formar el primer gas residual comprimido (corriente 43b) .

Regresando ahora a la sección de producción de GNL que emplea una modalidad alternativa de la presente invención, la corriente de alimentación 71 penetra en el intercambiador de calor 50 a una temperatura de 49°C [120°F] y bajo una presión de 5,102 kPa(a) [740 psia] . La corriente de alimentación 71 es enfriada a una temperatura de -84°C [-120°F] en el intercambiador de calor 50 por intercambio de calor con vapor instantáneo de GNL frío (corriente 83a) , la corriente de vapor de destilación proveniente de la planta de recuperación de GNL a una temperatura de -102°C [-151°F] (corriente 86), líquidos instantáneos (corriente 86), líquidos instantáneos (corriente 80), y líquidos de re-hervidor de columna de destilación a una temperatura de -97°C [-142°F] (corriente 76) . (Para las condiciones establecidas, la presión de corriente de alimentación se 'encuentra por encima de la cricondenbar, de tal manera que no se condensa ningún líquido conforme se enfría la corriente. En lugar de esto, la corriente enfriada 71a sale del intercambiador de calor 50 en forma de un fluido en fase densa. Para otras condiciones de procesamiento, es posible que la presión de gas de alimentación se encuentre por debajo de su presión cricondenbar, en dicho caso la corriente de alimentación será enfriada sustancialmente a condensación. Además, puede ser provechoso retirar la corriente de alimentación después del enfriamiento a una temperatura intermedia, separar cualquier i liquido condensado que pudiera haberse formado, y después expandir la corriente de vapor en la máquina de expansión de trabajo antes del enfriamiento de la corriente expandida a condensación sustancial, de manera similar a la modalidad presentada en la Figura 4. En este caso, existió poca ventaja en cuanto a al expansión de trabajo de la corriente de alimentación de fase densa de tal manera que se empleó la modalidad más sencilla mostrada en la Figura 6 en su lugar) . La corriente enfriada resultante 71a es después expandida instantáneamente a través de un dispositivo de expansión apropiado, como por ejemplo la válvula de expansión 52, a presión de operación (2,896 kPa(a) [420 psia] ) de la columna de destilación 56. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de la corriente total. En el proceso ilustrado en la Figura 6, la corriente expandida 71b sale de la válvula de expansión 52 alcanza una temperatura de -97°C [-143°F] y se suministra después como alimentación a la columna de destilación 56 en un punto intermedio. Como en el caso de las modalidades de la Figura 4 y de la Figura 5 de la presente invención, la columna de destilación 56 sirve como una torre de purificación de GNL, recuperando la casi totalidad del dióxido de carbono y los hidrocarburos más pesados que el metano presentes en su corriente de alimentación (corriente 71b) como su producto de fondo (corriente 77) de tal manera que al única impureza significativa en su parte superior (corriente 74) es el nitrógeno contenido en la corriente de alimentación. El reflujo para la columna de destilación 56 es creado mediante el enfriamiento y la condensación del vapor de parte superior de torre (corriente 74 a una temperatura de -98°C [-144°F] ) en el intercambiadcr de calor 50 por intercambio de calor con vapor instantáneo de GNL frió a una temperatura de -104 °C [-155°F] (corriente 83a) y líquidos instantáneos a una temperatura de -105°C [-156°F] (corriente 80) . La corriente condensada 74a, ahora a una temperatura de -99°C [-146°F] , es dividida en dos porciones. Una porción (corriente 78) se vuelve la alimentación a la sección de enfriamiento de GNL. La otra porción (corriente 75) penetra en la bomba de reflujo 55. Después del bombeo, la corriente 75a a una temperatura de -98°C [-145°F] es suministrada a la torre de purificación de GNL 56 a un punto de alimentación superior para proporcionar el líquido de reflujo para la torre. Este líquido de reflujo rectifica los vapores que se elevan en la torre de tal manera que la parte superior de torre (corriente 74) y la corriente de alimentación consiguiente 78 a la sección de enfriamiento de GNL contengan cantidades mínimas de dióxido de carbono e hidrocarburos más'-pesados que el metano. La corriente de alimentación para la sección de enfriamiento de GNL (corriente de líquido condensada 78) penetra en el intercambiador de calor 58 a una temperatura de -99°C [- 146°Fl y es sub-enfriada a través de intercambios de calor con vapor instantáneo de GNL frío a una temperatura de -159°C [-255°F] (corriente 83) y líquidos instantáneos fríos (corriente 79a) . Los líquidos instantáneos fríos son producidos por medio de retirar una porción de corriente de alimentación parcialmente sub-enfriada (corriente 79) a partir del intercambiador de calor 58 y mediante la expansión instantánea de la corriente a través de un dispositivo de expansión apropiada, como por ejemplo válvula de expansión 59, hasta ligeramente arriba de la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en enfriamiento de la corriente total de -104°C [-156°F] a una temperatura de -106°C [-160°F] (corriente 79a) . La corriente expandida instantánea 79a es después suministrada al intercambiador de calor 58 de conformidad con lo. descrito previamente . La porción restante de la corriente de alimentación % parcialmente sub-enfriada es sub-enfriada adicionalmente en el intercambiador de calor 58 a una temperatura de -112°C [- 169°F] (corriente 82). Penetra entonces en una máquina de expansión de trabajo 60 en donde la energía mecánica es extraída a partir de esta corriente de presión intermedia. La máquina^ 60 expande el líquido sub-enfriado de manera sustancialmente isentrópica a partir de una presión de aproximadamente 2,858 kPa(a) [414 psia] a la presión de almacenamiento de GNL (124 kPa(a) [18 psia], ligeramente arriba de la presión atmosférica. La expansión de trabajo enfria la corriente expandida 82a a una temperatura de aproximadamente -159°C [-255°F] , después, de lo cual es dirigida hacia el tanque de almacenamiento de GNL 61 en donde el vapor instantáneo que resulte de la expansión (corriente 83) es separado del producto de GNL (corriente 84) . La corriente de fondos de torre 77 proveniente de la torre de purificación de GNL 56 es expandida instantáneamente a un nivel ligeramente superior a la presión de operación de la torre de fraccionamiento 17 a través de la válvula de expansión 57. Durante la expansión, una porción de la corriente es vaporizada, lo que resulta en el enfriamiento de . la corriente total de una temperatura de -9-6°C [-141°F] a una temperatura de. -105°C [-156°F] (corriente 77a) . La corriente expandida instantáneamente 77a es después combinada con la corriente de liquido instantáneo calentada 79b qué sale del intercambiador de calor 58 a una temperatura de -104 °C [-155 °F] para formar una corriente combinada de liquido instantáneo (corriente 80) a una temperatura de -105 °C [-156 ' °F] la cual es suministrada al intercambiador de calor 50. Es calentada a una temperatura de -68 °C [-90 °F] (corriente 80a) conforme suministra enfriamiento a la corriente de alimentación 71 y corriente de vapor superior de torre 74 de conformidad con lo descrito arriba, y después se suministra a la torre de fraccionamiento 17 en un punto de alimentación a media columna inferior. Si se desea, la corriente 80a puede ser combinada con una corriente expandida instantáneamente 35a descrita arriba y la corriente combinada se suministra a un solo punto de alimentación a media columna inferior en la torre. El vapor instantáneo (corriente 83) proveniente del tanque de almacenamiento de GNL 61 pasa a contracorriente hacia el liquido entrante en un intercambiador de calor 58 en donde es calentado a una temperatura de -104 °C [-155 °F] (corriente 83a) . Penetra después en el intercambiador de calor 50 en donde es calentado a una temperatura de 46 °C [115 °F] (corriente 83b) conforme suministra enfriamiento a la corriente de alimentación 71 y a la corriente superior de torre 74. Puesto que esta corriente se encuentra a baja presión (107 kPa(a) [15.5 psia] ) , debe ser comprimida antes que pueda utilizarse como gas combustible de planta. Los compresores 63 y 65 (impulsados por fuentes suplementarias de energía) con enfriador intermedio 64 se utilizan para comprimir la corriente (corriente 83e) . Después del enfriamiento en el enfriador posterior 66, la corriente 83f a una presión de 793 kPa(a) [115 psia] es combinada con la corriente 37 para volverse el gas combustible para la planta (corriente 85) . La corriente de vapor de destilación fría proveniente de la planta de recuperación de LGN (corriente 86) es calentada a una temperatura de 46 °C [115 °F] conforme suministra enfriamiento a la corriente de alimentación 71 en el intercambiador de calor 50, volviéndose el segundo gas residual (corriente 86a) que es después recomprimido en el compresor 62 impulsado por una fuente suplementaria de energía. El segundo gas residual comprimido (corriente 86b) se combina con el primer gas residual comprimido (corriente 43b) para formar la tercera corriente de gas residual 44. Después del enfriamiento a una temperatura, de 49 °C [120 °F] ¦ en el enfriador de descarga 20, la tercera corriente de gas residual 44a es dividida en dos -porciones. Una porción (corriente 71) se vuelve la corriente de alimentación a la sección de producción de GNL. La otra porción (corriente 38) se vuelve el producto de gas residual que fluye hacia la línea de ductos de gas de ventas a una presión de 5,102 kPa (a) [740 psia] . Un resumen de los regímenes de flujo de corriente y consumo de energía para el proceso ilustrado en la figura 6 se muestra en la tabla siguiente: TABLA VI (FIG. 6) Resumen de flujo de corriente - kg moles/Hr [Lb. Moles/Hr] Corriente Metano Etano Propano Butanos+ Total 31 16, 104 767 266 150 17, 448 [35, 473] [1, 689] [585] [331] [38,432] 32 15, 981 731 225 81 17, 177 [35, 201] [1, 611] [495] [178] [37, 835] 35 123 35 41 69 271 [272] [78] [90] [153] [597] 33 4, 305 192 59 21 4,518 [9,258] [424] [130] [47] [9,951] 34 11, 778 538 166 59 12, 659 . [25,943] [1,187] [365] [131] [27, 884] 42 16, 654 100 3 0 16, 899 [36, 684] [222] [6] [0] [37, 222] 36 15, 791 96 3 0 16, 023 [34, 784] [211] [6] ¦ [0] [35, 294] 37 170 1 0 0 173 [376] [2] [0] [0] [382] 71 873 5 0 0 886 [1,923] [12] [0] [0] [1,951] 74 558 0 0 0 564 [1,229] [0] [0] [0] [1,242] 77 532 5 0 0 542 - [i;-l' 3] [12] [0] [•0] [1,193] 75 217 0 0 0 220 [479] [0] . [0] [0] [484] 78 340 0 0 0 344 [750] [0] [0] [0] [758] 79 35 0 0 0 36 [79] [0] [0] [0] [80] 83 98 0 0 0 101 . [216] [0] [0] [0] [222] 85 269 1 0 0 274 [592] [2] [0] [0] [604] 86 863 5 0 0 875 [1,900] [12] [0] [0] [1, 928] 38 15,611 96 3 0 15, 840 [34, 385] [208] [6] [0] [34, 889] 41 19 671 263 150 1, 127 ¦ [41] [1, 478] [579] [331] [2, 482] 84 207 0 0 ¦ 0 207 [455] [0] [0] [0] [456] Recuperaciones* Etano 87.52% Propano 99.05% Butanos+ 99.91% GNL [50,070 galones/D] 417.9 M D [7,330 LBS/H] 7,330 Kg/H Pureza ¾e GNL 99.84% Potencia Primera compresión de gas residual [15,315 HP] 25,178 kW Segunda compresión de gas residual [1,124 HP] 1,848 kW Compresión de vapor instantáneo [300 H?] 93 kW Compresión de gas total [16,739 HP] 27,519 kW * (Con base en regímenes de flujo no redondeados) La comparación de los niveles de recuperación presentados en la tabla VI para el proceso de la figura 6 con los niveles de recuperación presentados en la tabla I para el proceso de la figura 1 muestra que las recuperaciones en la planta de recuperación de LGN han sido mantenidos esencialmente a los mismos niveles para ambos procesos. El incremento neto en cuanto a potencia de compresión para el proceso de la figura 6 en comparación con el proceso de la figura 1 es de 3653 kW [2,222 HP] para producir los 417 m/D [50,000 galones/D] nominales de LGN, proporcional un consumo de energía específico de 0.4 98 kW-H/kg [0.303 HP-H/Libra] para el proceso de la figura 6. Así, la presente invención tiene un consumo de energía específico que es inferior tanto al proceso de la técnica anterior dé la figura 2 como el proceso de la técnica anterior de la figura 3, sin necesúdad de remoción de dióxido de carbono del gas de alimentación antes que entre en la sección de producción de GNL como es el caso de los procesos de la técnica anterior. Esta modalidad dé" -la presente invención, que utiliza el gas residual proveniente de la planta de recuperación de LGN como su gas de alimentación, tiene una eficiencia de producción de GNL inferior que la eficiencia de producción de GNL observada en las modalidades de la figura 4 y de la figura 5 que procesan un aparte del gas de alimentación de planta de recuperación de LGN. Esta eficiencia inferior se debe principalmente a una reducción de la eficiencia de la planta de recuperación de LGN como resultado de la utilización de una porción (corriente 86) del vapor de destilación frío (corriente 42) proveniente de la planta de recuperación de LGN para suministrar una cierta parte de la refrigeración de proceso en la sección de producción de GNL. Aún cuando la corriente 86 se utiliza de manera similar en las modalidades de la figura 4 y de la figura 5, las plantas de recuperación de LGN en estas modalidades están procesando una cantidad • inferior del gas de entrada puesto que una porción (corriente 71 en las figuras 4 y 5) es alimentada a la sección de producción de GNL en lugar de ser alimentada a la planta de recuperación de LGN. La perdida en cuanto a la eficiencia de planta de recuperación de LGN es reflejada en el mayor consumo de energía del primer compresor de gas residual 19 * que se muestra en la figura VI para el proceso de la figura 6 en comparación con los valores correspondientes en la taba IV y en la tabla V para los procesos de la figura 4 y de la figura 5, respectivamente. Para la mayoría de los gases de entrada, el gas de entrada de planta ' será la fuente preferida de la corriente de alimentación para procesamiento de conformidad con la presente invención según lo ilustrado en los ejemplos 1 y 2. En algunos casos, sin embargo, el gas residual de planta de recuperación de LGN puede ser la mejor elección como la fuente de la corriente de alimentación según lo ilustrado en el ejemplo 3. Por ejemplo, si el gas de entrada contiene hidrocarburos que pueden solidificarse a temperaturas frías, como por ejemplo parafinas pesadas o benceno, la planta de recuperación de LGN puede servir como una unidad de acondicionamiento de alimentación para la sección de producción de GNL mediante la recuperación de estos compuestos en el producto de LGN. El gas residual que sale de la planta de recuperación de LGN no contendrá cantidades significativas de hidrocarburos más pesados de tal manera que el procesamiento de una porción del gas residual de planta para la coproducción de GNL empleando la presente invención puede lograrse en estos casos sin riesgo de formación de sólidos en los intercambiadores de calor en la sección de producción de GNL y en la sección de enfriamiento de GNL. La decisión en cuanto a qué modalidad de la presente invención utilizar en una circunstancia particular puede también ser influenciada por factores tales como los niveles de presión de gas de entrada y gas residual, el tamaño de la planta, el equipo disponible, y el balance económico entre el costo de capital' y el costo de operación.

Otras modalidades Un experto en la materia reconocerá que la presente invención puede ser adaptada para su uso con todos los tipos de plantas de recuperación de LGN. para permitir la coproducción de GNL. Los ejemplos presentados arriba han mostrado todos el uso de la presente invención con una planta de recuperación de LGN que emplea el proceso divulgado en la patente norteamericana número 4, 278,457 con el objeto de facilitar comparaciones de la presente invención con la técnica anterior. Sin e bardo, la presente invención es aplicable en términos generales para su uso con' cualquier proceso de recuperación de LGN que produce una corriente de vapor de destilación que se encuentra a temperaturas de -46 °C [-50 °F] o menos. Ejemplos de tales procesos de recuperación de LGN se describen y se ilustran en las patentes norteamericanas números 3,292,380; 4,140, 504; 4, 157,904; 4, 171, 964; 4, 185, 978; 4,251,249, ; 4,278,457; 4, 519, 824; 4, 617, 039; 4, 687, 499; 4, 689, 063; 4, 690, 702; 4, 854, 955; 4, 869, 740; 4,889,545; 5, 275, 0055; 5, 555, 748; 5, 568, 737; 5,771,712; 5, 799, 507; 5, 881,569; 5, 890, 378; 5, 983, 664; 6, 182, 69; patente norteamericana reexpedida numero 33, 408 ; y solicitudes copendientes números 60/255, 260 y 09/677,220 , cuyas divulgaciones enteras se incorporan aquí por referencia en su totalidad. Además, la presente invención es aplicable para su uso con plantas de recuperación de LGN diseñadas para recuperar solamente componentes C3 y componentes de hidrocarburos más pesados en el producto de LGN (es decir, sin recuperación significativa de componentes de CJ, o bien con plantas de recuperación de LGN diseñadas para recuperar componentes de C.; asi como componentes de hidrocarburo más pesados en el producto de LGN pero que son operadas para rechazar los componentes de C al gas residual de tal manera que se recuperen solamente componentes C3 y componentes de hidrocarburo más pesados en el producto de LGN (es decir, modo de operación de rechazo de etano) . Esta flexibilidad de material de alimentación se debe a la torre de purificación de GNL 56 mostrada en las figuras 4 a 6, que asegura que solamente metano (y otros gases volátiles cuando están presentes) penetre en la sección de enfriamiento de GNL. De conformidad con esta invención, el enfriamiento de la corriente de alimentación a la sección de producción de GNL puede lograrse de muchas formas. En los procesos de las figuras 4 a 6, una corriente de alimentación 71, corriente expandida 12a (para el proceso de la figura 4 solamente) , y corriente de vapor destilación 74 son enfriadas y condensadas por una porción del vapor de parte superior de desmetanizador (corriente 86) junto con vapor instantáneo, y líquidos de torre producidos en las secciones de producción de GNL y enfriamiento de GNL. Sin embargo, los líquidos de desmetanizador, (tales como corriente 39) podrían emplearse para suministrar una parte o la totalidad del enfriamiento y condensación de las corriente 71 y 74 en las figuras 4 a 6 y/o corriente 72a en la figura 4, como lo podría ser la corriente expandida instantáneamente 73a como se muestra en la figura 7. Además cualquier corriente a una temperatura menor que la(s) corriente (s) que se está(n) enfriando. Por ejemplo, una toma lateral de vapor proveniente del desmetanizador podría ser extraída y utilizada para enfriamiento. Otras fuentes potenciales de enfriamiento incluyen, sin limitarse a estos ejemplos líquidos -de separador de alta presión instantáneos así como sistemas de refrigeración mecánicos. La selección de una fuente de enfriamiento dependerá numerosos factores que incluyen, sin limitarse a estos ejemplos la composición y condiciones de gas de alimentación, el tamaño de la planta, el tamaño del intercambiador de calor, la temperatura de fuente de enfriamiento potencial, etc. Un experto en la materia reconocerá también que cualquier combinación de las fuentes de enfriamiento o métodos de enfriamiento presentados arriba puede emplearse en combinación para lograr la(s) temperatura (s) de corriente de alimentación deseada (s). De conformidad con esta invención, se puede emplear una refrigeración externa para complementar el enfriamiento disponible para el gas de alimentación a partir de otras corrientes de proceso, especialmente en el caso de un gas de alimentación más rico que el gas utilizado en los Ejemplos 1 y 2. El uso y distribución de líquidos de torre de GNL para el intercambio de calor de proceso, y el arreglo particular de los intercambiadores de calor para enfriamiento de gas de alimentación deben evaluarse para cada aplicación particular, así como la elección de corrientes de proceso para servicios específicos de intercambio de calor. Se reconocerá también que la cantidad relativa de la corriente de alimentación 71 dirigida a la sección de enfriamiento GNL (corriente 78) y que es retirada para tornarse el líquido instantáneo (corriente 79) dependerá de varios factores, incluyendo la presión de gas de alimentación, composición de gas de alimentación, la cantidad de calor que puede ser extraída económicamente de la alimentación, y la cantidad de caballos de fuerza-disponibles. Una mayor alimentación a la sección de enfriamiento de GNL puede incrementar la producción de GNL mientras disminuye la pureza del GNL (corriente 84) debido a la disminución correspondiente en cuanto a reflujo (corriente 75) a la torre de purificación de GNL. El incremento de la cantidad retirada para volverse líquido instantáneo reduce el consumo de energía para la compresión de vapor instantáneo pero incrementa el consumo de energía para coirípresión del primer gas residual mediante el incremento de la cantidad de reciclaje al desmetanizador 17 en la corriente 79. Además, como se muestra a través de las lineas de rayas en las figuras 4 a 7, el líquido instantáneo podría ser eliminado totalmente del intercambiador de calor 58 (a costas de incrementar la cantidad de vapor instantáneo en la corriente 83 y de incrementar el consumo de energía para la compresión de vapor instantáneo) . El subenfriamiento de la corriente de líquido condensada 78 en el intercambiador de calor 58 reduce la cantidad de vapor instantáneo (corriente 83) generado durante la expansión de la corriente a la presión de operación del tanque de almacenamiento de GNL 61. Esto reduce generalmente el consumo de energía específico para la producción del GNL mediante la reducción de consumo de energía de los compresores de gas instantáneo 63 y 65. Sin embargo, como se ilustra en la figura 8 y a través de las líneas de rayas en las figuras 4 a. 7, algunas circunstancias, pueden favorecer una reducción del costo del capital de la instalación mediante la eliminación del intercambiador de calor 58 en su totalidad. Como se ilustra también en la figura 8 y a través de las líneas de rayas 'en las figuras 4 a 7, la cantidad de corriente de fondos de torre 77 puede ser tal que la utilización de la corriente expandida instantánea 77a para intercambio de calor puede no justificarse . En tales casos, la corriente expandida instantánea 77a puede ser suministrada a una ubicación de alimentación apropiada directamente a la torre de fraccionamiento 17 como se muestra. Aún de una expansión de corriente individual en dispositivos de expansión particulares, medios de expansión alternativos pueden ser empleados en caso apropiado. Por ejemplo, condiciones pueden garantizar la expansión de trabajo de la corriente de alimentación sustancialmente condensada (corriente 71a en las figuras 5,6, y 8) o bien la corriente de fondos de torre de purificación de GNL (corriente 77 en las figuras 4 a 8) . Además, se puede utilizar una expansión instantánea isentálpica en lugar de expansión de trabajo para una corriente de liquido sub-enfriada 82 en las figuras 4 a 7 o bien corriente de liquido condensada 78 en la figura 8 (con el incremento resultante de la cantidad relativa de vapor instantáneo producido la expansión, incrementando el consumo de energía para la compresión de vapor instantáneo) o bien para la corriente de vapor 72 en las figuras 4 y 7 (con el incremento resultante del consumo de energía para compresión en el segundo gas residual) . Mientras se describió lo que se considere como modalidades preferidas de la invención, los expertos en la materia reconocerán que otras modificaciones adicionales pueden efectuarse por ejemplo para adaptar la invención a varias condiciones, tipos de alimentación u otros requerimientos sin salirse del espíritu de la presente invención.

Claims

REIVINDICACIONES Un proceso para licuar una corriente de gas natural que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en donde (a) dicha corriente de gas natural es retirada de una planta criogénica de procesamiento de gas natural de recuperación de líquidos de gas natural; (b) dicha corriente de gas natural es enfriada bajo una presión suficiente para condensarla parcialmente ; (c) una corriente de destilación es retirada de dicha planta para suministrar por lo menos una porción de dicho enfriamiento de dicha corriente de gas natural; (d) dicha corriente de gas natural parcialmente condensada es separada en un corriente de líquido y una corriente de vapor, por lo que dicha corriente de líquido es dirigida a dicha planta; (e) dicha corriente de vapor es expandida a una presión intermedia y enfriada adicionalmente a dicha presión intermedia para condensarla; (f) dicha corriente expandida condensada es dirigida a una columna de destilación en un punto de alimentación a media columna; (g) una corriente de destilación de liquido es retirada de una región inferior de dicha columna de destilación y dirigida a dicha planta; (h) una corriente de destilación de vapor . es retirada de una región superior de dicha columna de destilación y enfriada bajo presión para condensar por lo menos una porción de dicha corriente y formar una corriente condensada; (i) dicha corriente condensada es dividida en por lo .menos dos porciones, con una primera porción dirigida a dicha columna de destilación a una posición de alimentación superior; (j) una segunda porción de dicha corriente condensada es expandida a una presión más baja para formar dicha corriente de gas natural licuado; y (k) la temperatura de dicha corriente de gas natural parcialmente condensada y las cantidades y temperaturas de dichas corrientes de alimentación a dicha columna de destilación son efectivas para mantener la temperatura de parte superior de dicha columna de destilación a una temperatura en la cual la mayor parte de dichos componentes de hidrocarburos pesados es recuperada en dicha corriente de liquido y dicha corriente de destilación de liquido. Un proceso para licuar una corriente de gas natural que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados en donde (a) dicha corriente de gas natural es retirada de una planta criogénica de procesamiento de gas natural de recuperación de líquidos de gas natural; (b) dicha corriente de gas natural es enfriada bajo una presión ' suficiente para condensarla parcialmente; (c) una corriente de destilación es retirada de dicha planta para suministrar por lo menos una porción de dicho enfriamiento ' de dicha corriente de gas natural; (d) dicha corriente de gas natural parcialmente condensada es separada en una corriente de liquido y una corriente de vapor; (e) dicha corriente de líquido es expandida a una presión intermedia, calentada y dirigida posteriormente a dicha planta; (f) dicha- corriente de vapor es .expandida a una presión intermedia y enfriada adicionalmente a dicha presión intermedia para condensarla; dicha corriente expandida condensada es dirigida a una columna de destilación a un punto de alimentación a media columna; una corriente de destilación de liquido es retirada de una región inferior de dicha columna de destilación y dirigida a dicha planta; una corriente de destilación de vapor es retirada de una región superior de dicha columna de destilación y enfriada bajo presión para condensar por lo menos una porción de dicha corriente y formar una corriente condensada; dicha corriente condensada es dividida en por lo menos dos porciones, con una primera porción dirigida a dicha columna de destilación en una posición de alimentación superior; una segunda porción de dicha corriente condensada es expandida a una presión más baja para formar dicha corriente de gas natural licuado; la temperatura de dicha corriente de gas natural parcialmente condensado y las cantidades y temperaturas de dichas corrientes de alimentación a dicha columna de alimentación son efectivas para mantener la temperatura de parte superior de dicha columna de destilación a una temperatura en la cual la mayor parte de dichos componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en dicha corriente de líquido y dicha corriente de destilación de líquido. Un proceso para licuar una corriente de gas natural que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, en donde (a) dicha corriente de gas natural es retirada de una planta criogénica de procesamiento de gas natural de recuperación de líquidos de gas natural; (b) dicha corriente de gas natural es enfriada bajo presión para condensarla sustancialmente; (c) una corriente de destilación es retirada de dicha planta para suministrar por lo menos una porción de dicho enfriamiento de dicha corriente de gas natural; (d) dicha corriente de gas natural condensada es expandida a una presión intermedia y dirigida a una columna de destilación en un punto de alimentación a media columna; (e) una corriente de destilación de liquido es retirada a partir de una región más baja de dicha columna de destilación y dirigida a dicha planta; (f) una corriente de destilación de vapor es retirada a partir de una región más alta de dicha columna de destilación y enfriada bajo presión para condensar por lo menos una porción de dicha corriente y formar una corriente condensada; (g) dicha corriente condensada es dividida en por lo menos dos porciones, con una primera porción dirigida a dicha columna de destilación en una posición de alimentación superior; (h) una segunda porción de dicha corriente condensada es expandida a una presión más baja para formar dicha corriente de gas natural licuado; y (i) las cantidades y temperaturas de dichas- corrientes de alimentación a dicha columna de destilación son efectivas para mantener una temperatura de parte superior de dicha columna de destilación a una temperatura en la cual la porción principal de dichos componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en dicha corriente de destilación de liquido. La mejora de conformidad con las reivindicaciones 1, 2 ó 3, en donde dicha segunda porción de dicha corriente condensada es enfriada antes de ser expandida a dicha presión más baja. La mejora de conformidad con la reivindicación 4, en donde una tercera porción de dicha corriente condensada es retirada, expandida a una presión intermedia y dirigida en una relación de intercambio de calor con dicha segunda porción de dicha corriente condensada para suministrar por lo menos una porción de dicho enfriamiento . La mejora de conformidad con las reivindicaciones 1, 2 ó 3 en donde dicha corriente de destilación de liquido es expandida y calentada antes de ser dirigida a dicha ¦planta. La mejora, de conformidad con la reivindicación 4, en donde dicha corriente de destilación de liquido es expandida y calentada antes de ser dirigida a dicha planta. La mejora de conformidad con la reivindicación 5, en donde dicha corriente de destilación de liquido es expandida y calentada antes de ser dirigida a dicha planta . Un aparato para licuar una corriente de gas natural que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, que comprende (a) un primer dispositivo de retiro conectado a una planta criogénica de procesamiento de gas natural de recuperación de líquidos de gas natural para retirar dicha corriente de gas natural ; un primer dispositivo de intercambio de calor conectado a dicho primer dispositivo de retiro para recibir dicha corriente de gas natural y enfriarla bajo presión suficiente para condensarla parcialmente; un segundo dispositivo de retiro conectado a dicha planta para retirar una corriente de destilación, dicho segundo dispositivo de retiro está conectado además a dicho- primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha corriente de destilación y suministrar de esta forma por lo menos una parte de dicho enfriamiento de dicha corriente de gas natural; un dispositivo de separación conectado a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para recibir dicha corriente de gas natural parcialmente condensada y separarla en una corriente de vapor y una corriente de líquido, en donde dicha corriente de líquido es dirigida hac'ia dicha planta; un primer dispositivo de expansión conectado a dicho dispositivo de separación para recibir dicha corriente de vapor y expandirla a una presión intermedia, dicho primer dispositivo de expansión está conectado además a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para suministrar dicha corriente de vapor expandida a dicho primer dispositivo de intercambio de calor, con dicho primer dispositivo de intercambio de calor adaptado para enfriar adicionalmente dicha corriente de vapor expandida a dicha presión intermedia para condensarla sustancialmente; una columna de destilación conectada a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para recibir dicha -corriente expandida sustancialmente condensada a un punto de alimentación a media columna, con dicha columna de destilación adaptada para retirar una corriente de destilación de liquido a partir de una región más de dicha columna de destilación y dirigirla a dicha planta y para retirar una corriente de destilación de vapor a partir de una región superior de dicha columna de destilación, dicha columna de destilación está conectada adicionalmente a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para suministrar dicha corriente de destilación de vapor a dicho primer dispositivo de intercambio de calor, con dicho primer dispositivo de intercambio de calor adaptado para enfriar dicha corriente de destilación de vapor bajo presión, condensando de esta forma por lo menos una parte de dicha corriente y formando una corriente condensada; un dispositivo de división conectado a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para recibir dicha corriente condensada y dividirla en por lo menos dos porciones, dicho dispositivo de división está conectado además a dicha columna de destilación para dirigir una primera porción de dicha corriente condensada a dicha columna de destilación en una posición de alimentación superior; un segundo dispositivo de expansión conectado a dicho dispositivo de división para recibir una segunda porción de dicha corriente condensada y expandirla a una presión más baja para formar dicha corriente de gas natural licuado, y un drspositivo de control adaptado para regular la temperatura de dicha corriente de gas natural parcialmente condensada y las cantidades y temperaturas de dichas corrientes de alimentación a dicha columna de destilación para mantener la temperatura de parte superior de dicha columna de destilación a una temperatura en donde la mayor parte de dichos componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en dicha corriente de liquido y dicha corriente de destilación de liquido. Un aparato para licuar una corriente de gas natural que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, que comprende (a) un primer dispositivo de retiro conectado a una planta criogénica de procesamiento de gas natural para recupera líquidos de gas natural para retirar dicha corriente de gas natural; (b) un primer dispositivo de intercambio de calor conectado a dicho primer dispositivo de retiro para recibir dicha corriente de gas natural y enfriarla bajo presión suficiente para condensarla parcialmente; (c) un segundo dispositivo de retiro conectado a dicha planta para retirar una corriente de destilación, dicho segundo medio de retiro está conectado además a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha corriente de destilación y suministrar de esta forma por lo menos una parte de dicho enfriamiento de dicha corriente de gas natural; un dispositivo de separación conectado a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para recibir dicha corriente de gas natural parcialmente condensada y separarla en una corriente de vapor y una corriente de liquido, un primer dispositivo de expansión conectado a dicho dispositivo de separación para recibir dicha corriente de vapor y expandirla a una presión intermedia, dicho primer dispositivo de expansión está conectado además a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para suministrar dicha corriente de vapor expandida a dicho primer dispositivo de intercambio de calor, con dicho primer dispositivo de intercambio de calor adaptado para enfriar adicionalmente dicha corriente de vapor expandida a dicha presión intermedia para condensarla sustancialmente; una columna de destilación conectada a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para recibir dicha corriente expandida sustancialmente condensada a un punto de alimentación a media columna, con dicha columna de destilación adaptada para retirar una corriente de destilación de liquido a partir de una región inferior de dicha columna de destilación y dirigirla a dicha planta, y para retirar una corriente de destilación de vapor desde una región superior de dicha columna de destilación, dicha columna de destilación está conectada además a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para suministrar dicha corriente de destilación de vapor a dicho primer dispositivo de intercambio de vapor, con dicho primer dispositivo de intercambio de vapor adaptado para enfriar dicha corriente de destilación de vapor bajo presión, para condensar de esta forma por lo menos una parte de dicha corriente y formar una corriente condensada; un dispositivo de división conectado a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para recibir dicha corriente condensada y dividirla en por lo menos dos porciones, dicho dispositivo de división está conectado además a dicha columna de destilación para dirigir una primera porción de dicha corriente condensada a dicha columna de destilación en una posición de alimentación superior; (h) un segundo dispositivo de expansión conectado a dicho dispositivo de división para recibir una segunda porción de dicha corriente condensada y expandirla a una presión más baja para formar dicha corriente de gas natural licuado; (i) un tercer dispositivo de expansión conectado a dicho dispositivo de separación para recibir dicha corriente de liquido y expandirla a una presión intermedia, dicho tercer dispositivo de expansión está conectado además a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha, corriente de liquido expandida y suministrar de esta forma 'por lo menos una porción de dicho enfriamiento, con dicha corriente de liquido calentada expandida dirigida posteriormente a dicha planta; y (j) un dispositivo de control adaptado para- regular la temperatura de dicha corriente de gas natural parcialmente condensada y las cantidades y temperaturas de dichas corrientes de alimentación a dicha columna de ..destilación para mantener la temperatura de parte superior de dicha columna de destilación a una temperatura a través de la cual la mayor parte de dichos componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en dicha corriente de liquido y dicha corriente de destilación de liquido. Un aparato para licuar una corriente de gas natural que contiene metano y componentes de hidrocarburos más pesados, que comprende (a) un primer dispositivo de retiro conectado a una planta criogénica de procesamiento de gas natural de recuperación de liquidos de gas natural para retira dicha corriente de gas natural; (b) un primer dispositivo de intercambio de calor conectado a dicho primer dispositivo de retiro para recibir dicha corriente de gas natural y enfriarla bajo presión para condensarla sustancialmente; (c) un segundo dispositivo de retiro conectado a dicha planta para retirar una corriente de destilación, dicho segundo de dispositivo de retiro está conectado además a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha corriente de., destilación y suministrar de esta forma por lo menos una porción de dicho enfriamiento de dicha corriente de gas natural; un primer dispositivo de expansión conectado a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para recibir dicha corriente sustancialmente condensada y expandirla a una presión intermedia; una columna de destilación conectada a dicho primer dispositivo de expansión para recibir dicha corriente expandida en un punto de alimentación a media columna, con dicha columna de destilación adaptada para retirar una corriente de destilación de liquido desde una región más baja de dicha columna de destilación y dirigirla a dicha planta, y para retirar una corriente de destilación de vapor desde una región más alta de dicha columna de destilación, dicha columna de destilación está conectada además a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para suministrar dicha corriente de destilación de vapor a dicho primer dispositivo de intercambio de calor, con dicho primer dispositivo de intercambio de calor adaptado para "enfriar dicha corriente dé destilación de vapor bajo presión, con el objeto de condensar de esta forma por lo menos una porción de dicha corriente y formar una corriente condensada; un dispositivo de división conectado a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para recibir dicha corriente condensada y dividirla en por lo menos dos porciones, dicho dispositivo de división esta conectado además a dicha columna de destilación para dirigir una primera porción de dicha corriente condensada a dicha columna de destilación en una posición de alimentación superior; un segundo dispositivo de expansión conectado a dicho dispositivo de división para recibir una segunda porción de dicha corriente condensada y expandirla a una presi'ón más baja para formar dicha corriente de gas natural licuado; y un dispositivo de control adaptado para regular las cantidades y temperaturas de dichas corrientes de alimentación a dicha columna de destilación para mantener la temperatura de la parte superior de dicha columna de destilación a una temperatura a través de la cual la mayor parte de dichos componentes de hidrocarburos más pesados es recuperada en dicha corriente de destilación de líquido. ora de conformidad con las reivindicaciones 9 u 11 en donde un segundo dispositivo de intercambio de calor está conectado a dicho dispositivo de división para recibir dicha segunda porción de dicha corriente condensada y enfriarla, dicho segundo dispositivo de intercambio de calor está conectado además para suministrar dicha segunda porción enfriada' a dicho segundo dispositivo de expansión. La mejora de conformidad con la reivindicación 10, en donde un segundo dispositivo de intercambio de calor está conectado a dicho dispositivo de división para recibir dicha segunda porción de dicha corriente condensada y enfriarla, dicho segundo dispositivo de intercambio de calor está conectado además para suministrar dicha segunda porción enfriada a dicho segundo medio de expansión. La mejora de conformidad con la reivindicación 12, en donde un tercer dispositivo de retiro está conectado a dicho segundo dispositivo de intercambio de calor para retirar una tercera porción de dicha corriente condensada a partir de dicha segunda porción enfriada, dicho tercer medio de retiro está conectado además para suministrar una segunda porción a un tercer medio de expansión y- -expandi la a una presión intermedia, dicho tercer medio de expansión está conectado además para suministra dicha tercera porción expandida a dicho segundo dispositivo de intercambio de calor y para suministrar por lo menos una porción de dicho enfriamiento . La mejora de conformidad con la reivindicación 13, en donde un tercer dispositivo de retiro está conectado a dicho segundo dispositivo de intercambio de calor para retirar una tercera porción de dicha corriente condensada a partir de dicha segunda porción enfriada, dicho tercer medio de retiro está conectado además para suministrar dicha tercera porción a un cuarto dispositivo de expansión y expandirla a una presión intermedia, dicho cuarto dispositivo de expansión está conectado además para suministrar dicha tercera porción expandida a dicho segundo dispositivo de intercambio de calor para suministrar por lo menos una porción de dicho enfriamiento. La mejora de conformidad con las reivindicaciones 9 u 11, en donde un tercer dispositivo de expansión está conectado a dicha columna de destilación para recibir dicha corriente de destilación de liquido y expandirla, dicho tercer dispositivo de expansión está conectado además a dicho primer dispositivo de intercambio de calor .para calentar dicha corriente de destilación de liquido expandida y suministrar de esta forma por lo menos una porción de dicho enfriamiento, con dicha corriente de destilación de liquido calentada expandida dirigida después a dicha planta. La mejora de conformidad con la reivindicación 10, en donde un cuarto dispositivo de expansión está conectado a dicha columna de destilación para recibir dicha corriente de destilación y expandirla, dicho cuarto dispositivo está conectado además para suministrar dicha corriente de destilación de liquido expandirla a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha corriente de destilación de liquido expandida y suministrar de esta forma por lo menos una porción de dicho enfriamiento, con dicha corriente de destilación de liquido calentada y dirigida después a dicha planta. La mejora de conformidad con la reivindicación 12, en. donde un tercer dispositivo de expansión esté conectado a dicha columna de destilación para recibir dicha corriente de destilación de liquido y expandirla, dicho tercer dispositivo está conectado además para suministrar dicha corriente de destilación de liquido expandida a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha corriente de destilación de liquido expandida y suministrar de esta forma por lo menos una porción de dicho enfriamiento, con dicha corriente de destilación de liquido calentada expandida dirigida después a dicha planta. La 'mejora de conformidad con la reivindicación 13, en donde un cuarto dispositivo de expansión está conectado a dicha columna de destilación para recibir dicha corriente de destilación de líquido y expandirla, dicho cuarto dispositivo de expansión está conectado además para suministrar dicha corriente de destilación de líquido expandida a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha corriente de destilación de líquido expandida y suministrar de esta forma por lo menos una porción de dicho enfriamiento, con dicha corriente de destilación de líquido calentada expandida dirigida después a dicha planta. La mejora de conformidad con la reivindicación 14, en donde un cuarto dispositivo de expansión está conectado a dicha columna de destilación para recibir dicha corriente de destilación de líquido y expandirla, dicho cuarto dispositivo de expansión está conectado además para suministrar dicha corriente de destilación de líquido expandida a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha corriente de destilación de líquido expandida y suministrar de esta forma por lo menos una porción de dicho e"nfriamiento, con dicha corriente de destilación de líquido calentada expandida dirigida después a dicha planta. 21. La mejora de conformidad con la reivindicación 15, en donde un quinto dispositivo de expansión está conectado a dicha columna de destilación para recibir dicha corriente de destilación de liquido y expandirla, dicho quinto dispositivo de expansión está conectado además p¾ra suministrar dicha corriente de destilación de liquido expandida a dicho primer dispositivo de intercambio de calor para calentar dicha corriente de destilación de liquido expandida y suministrar de esta forma por lo menos una porción de dicho enfriamiento, con dicha corriente de destilación de liquido calentada expandida dirigida después a dicha planta.